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1、化工单元操作课程设计说明书课题：苯一氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院（部h材料与化学化工学部 专业：化学工程与工艺 年级：2011级指导老师：王文丰老师日期:2013年11月设计者：设计成绩：目录第一章设计背景31设计题目32. 操作条件33. 塔板类型34. 工作日35. rll:3第二章产品与设计方案简介4第三章工艺计算及主体设备设计、5(一) 精馏塔的物料衡算51) 原料液及塔顶塔底产品的摩尔分数52) 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量53) 物料衡算5(二) 塔板数的确定51) 理论板层数NT的求取52) 实际板层数的求取7(三) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算71) 精馏段计
2、算7(1) 操作压力计算7(2) 操作温度计算7(3) 平均摩尔质量计算8(4) 平均密度计算8(5) 液体平均表面张力计算9(6) 液体平均粘度计算92) 提馏段计算9(1) 操作压力计算9(2) 操作温度计算9(3) 平均摩尔质量计算10(4) 平均密度计算10(5) 液体平均表面张力计算10(6) )液体平均粘度计算11(四) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算111) 塔径的计算11(1) 精馏段塔径的计算11(2) 提馏段塔径的计算112) 塔高的计算12(五) 塔板主要工艺尺寸计算121) 精馏段计算12(1) 溢流装置计算12(2) 塔板布置132) 提馏段计算14(1) 溢流装罝计算14
3、(2) 塔板布置15(六) 塔板的流体力学验算151) 精馏段计算15(1)塔板压降15(2) 液面落差16(3) 液沫夹带16(4) 漏液16(5) 液泛172) 提馏段计算17(1) 塔板压降17(2) 液面落差18(3) 液沫夹带18(4) 漏液18(5) 液泛18(七) 塔板的负荷性能图191) 精馏段计算19(1) 漏液线19(2) 液沫夹带线19(3) 液和负荷下限线20(4) 液相负荷上限线20(5) 液泛线212) 提馏段计算22(1) 漏液线22(2) 液沫夹带线23(3) 液相负荷下限线23(4) 液相负荷上限线24(5) 液泛线24(八) 精馏塔接管尺寸计算251) 进料
4、管252) 釜残液出料管263) 冋流液管264) 塔顶上升蒸汽管265) 塔底上升蒸汽管27(九) 计算数据汇总27(十)生产工艺流程图28(十一)精馏塔设计条件图29(十二)主要符号说明30(十三)对设计过程的评述和有关问题的讨论32(十四)参考书目33第一章设计背景 1.设计题目试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99. 8%氯苯为3.2万吨。已知原料液含氯苯38%2. 操作条件：塔顶压力塔底加热蒸汽压力 进料热状况参数 冋流比 单板压降 全塔效率3. 塔板类型 筛板塔4. 工作曰（质量分数，下Ml）,塔顶馏出液含氯苯不得高于2%。4kpa （表压）0. 5MPa （表压）自选自
5、选0. 7kpaEt=0. 52每年300天，每天24小时连续运行 5.建厂地址天津（当地大气压100.48kpa）第二章产品与设计方案简介1. 设计方案的确定木设计任务为分离苯一氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连 续精馏流程。设计中采用泡点进料（即q=l）,将原料液通过预热器加热至泡 点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点T一部分 回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物 系，最小回流比较小，故操作回流比选取最小回流比的2倍。塔釜采用间接 蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。由于本设计采用泡点进料，需要设计一再沸器满足设计要求。工业上常
6、用的再沸器有丁列几种：A置式再沸器、釜式再沸器、热虹吸式再沸器以及 强制循环式再沸器。内置式再沸器通常用于直径小于600mm的蒸馏塔中，不 服和本次设计要求。热虹吸式再沸器利用热虹吸原理，即再沸器内液体被加 热部分汽化后，汽液混合物密度小于塔内液体密度，使再沸器与塔内产生静 压差，促使塔底液体被虹吸进入再沸器，在再沸器内汽化后返冋塔中，因而 不必用泵便可使塔内液体循环。热虹吸式再沸器有立式和卧式两种。但立式 安装时要求精馏塔底部液面与再沸器顶部管板持平，耍有同定标高，其循环 速率受流体力学因素制约。因而本次设计中我们选用卧式热虹吸式再沸器。塔顶全回流冷凝器常采用管壳式换热器。有卧式、立式、管内
7、或管外冷 凝等形式。本设计中我们你采取强制循环式管壳式换热器，可减少台架II便 于维修。第三章工艺计算及主体设备设计(一) 精馏塔的物料衡算1) 原料液及塔顶.塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量Ma=78. llkg/kmol氯苯的摩尔质量Mb=112. 56kg/kmolXF=(0. 62/78. 11)/(0. 62/78. 11+0. 38/112. 56)=0. 702XD=(0. 98/78. 11)/(0. 98/78. 11+0. 02/112. 56)=0. 986Xw=(0. 002/78. 11)/(0. 002/78. 11+0. 998/112. 56)=0. 0032)
8、原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔分数3）物料衡算塔底产品流量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得Mh=0. 702X78. 11+ (1-0.702) X 112. 56=88. 38kg/kmol MD二0.986X78. 11+ (1-0.986) X 112. 56=78. 59kg/kmol Mw=0. 003X78. 11+ (1-0.003) X 112. 56=112. 46kg/kmolW=3. 2X (107)/300/24 /112. 56=39. 52kmol/h F=D+39.52FXO. 702=DX0. 986=39. 52X0. 003 F=136. 79kmol/h
9、D=97. 27kmol/h（二）塔板数的确定1）理论板层数N,的求取苯一氯苯属于理想物系，可采用阁解法求理论板层数。 由手册查得苯一氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据，求得和应的物系平衡数据（见下表）苯一氯苯汽液平衡平衡数据温度,8090100110120ISO131. 8p笨760102513501760225028402900氯笨148205293400543719760两相摩X10. 6770. 4420. 2650. 1270.0190尔分率710.9130. 7850.6140. 3760.0710 求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小冋流比。因为操作泡点进料（q=l）,在x_y图上作
10、 x=0. 702,交平衡线于点Q （xq,yq）,如图1.0QQ图1苯一氯苯汽液平衡图xQ=0. 702yQ=0. 912故最小回流比 Rmin= (xD-yq) / (yq-xq) : (0. 986-0. 912) / (0.912-0. 702) =0. 352取操作回流比为R=2Rmin=2X0. 352=0. 704 求精馏塔的汽液相负荷L=RD二0.704X97. 27=68. 48 kmol/h V=(R+1)D=(O. 701+1) X97. 27=165. 75 kmol/h L =L+F=68. 48 +136. 79=205.27 kmol/h V =V=165.75
11、kmol/h 求操作线方程精馏段操作线方程为y = (L/D) x+ (D/V) xD= (68. 48/165. 75) x+ (97. 27/165. 75) X0. 986 即 y=0. 413x+0. 58提馏段操作线方程为y =(L /V )x _(W/V )x(205.27/165.75) x -(39. 52/165. 75)X0.003即 yz =1.24 x -0.00072 阁解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如下图总理论板层数为 Nt=10 （包括再沸器）进料板位置为Nf=42）实际板层数的求取 精馏段实际板层数N =3/0. 52=6提馏段实际板层数N提=7/0.
12、 52=14（三）精馏塔的工艺条件及冇关物性数据的计算1）精馏段（1）操作压力计算塔顶操作压力pD=100. 48+4=104. 48kpa每层塔板压降ApiO. 7kpapF=104. 48+0. 7X6=108- 68kpa p,n= (104. 48+108. 68) /2=106. 58kpa进料板压力 精馏段平均压力 （2）操作温度计算由表1可作如下图3,即温度组成图进料板温度U-89. 8C精馏段平均温度 tm= (80. 3+89.8) /2=85. 05C(3) 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算由xD=yi=0. 986，查平衡曲线得Xi=0. 953MVDm=0. 98
13、6X78. 11+ (1-0. 986) XI12. 56=78. 59kg/kmol=0.953X78. 11+ (1-0.953) X 112. 56=79. 73kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算由图解理论板的yF=0. 899，则xF=0. 665MVFm=0. 899X78. 11+ (1-0.899) X112. 56=81. 59kg/kmolMlf=0. 665X78. 11+ (1-0.665) XI12. 56=89. 65kg/kmol 精馏段平均摩尔质量MVn= (78. 59+81.59) /2=80. 09kg/kmol M,= (79.73+89.65) /2
14、=84. 69kg/kmol(4) 平均密度的计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即P vm=Pm MVm / (RTJ =106. 58X80. 09/8. 314/ (85. 05+273. 15) =2. 87kg/m3 液和平均密度计算液相平均密度依下式计算，即1/P0 i/P i塔顶液相平均密度计算 由tD=80.3C,查手册得 P a=815. 0 kg/m3p b=1042 kg/m3P LDra =1/ (0. 98/815. 0+0. 02/1042) =818.57 kg/m3进料板液相平均密度计算由t尸89.8C,查手册得 P a=795. 0 kg/m3p b=1030. 73 kg/m3a A= (0.665X78. 11) / (0. 665X78. 11+0. 335X 112. 56) =0.579 PLFm=l/ (0. 579/795. 0+0. 421/1030. 73) =879. 70kg/m3精馏段液相平均密度为PLm= (818.57+879.70) /2=849. 14 kg/m3(5) 液体平均表
