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1、.一、 设计题目： 苯氯苯混合液 精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（进料量） 14000 吨年操作周期 300 天年进料组成 XF = 40% （质量分率，下同）塔顶产品组成 XD=98% 塔底产品组成 XW=2% 2、 操作条件操作压力 自 选 （表压）进料热状态 泡点进料 (q=1) 单板压降 0.7 kPa 回流比： R=(1.12.0)Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、 设备型式 自 选 4、 厂 址 荆 门 地 区 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明本设计任务为分离苯氯苯混合液。对于二元混
2、合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、工艺计算精馏塔物料衡算(1) 原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量MB=112.5kg/kmolxF=0.478.11/(0.4*78.11+0.6*112.5)=0.49 (摩尔分率,下同)xD=0.98*78.11/(0.98*7
3、8.11+0.02*112.5)=0.986xW=0.02*78.11/(0.02*78.11+0.98*112.5)=0.029(2) 原料液级塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=78.11*0.49+112.5*(1-0.49)=95.68(kg/kmol)MD=78.11*0.986+112.5*(1-0.986)=78.59 (kg/kmol)MW=78.11*0.029+112.5*(1-0.029)=111.56 (kg/kmol)(2) 物料衡算原料处理量F=14000*1000/(300*12*95.68)=40.64 kmol/h总物料衡算D+W=F苯物料衡算D*xD+W*xW
4、=F*xF联立解得D=19.58(kmol/h)W=21.06 (kmol/h)因为是苯氯苯物系，可以近似的看做理想物系，则最小回流比：Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)由手册查得苯甲苯物系的汽液平衡数据，绘出xy图。如下：.过F点作垂线(q=1)，与相平衡线的焦点即为点e (xe,ye)xe=0.49 ye=0.82代入得Rmin=0.5所以Ropt=1L=RD=1*19.58=19.58 (kmol/h)V=(R+1)D=(1+1)* 19.58=39.16 (kmol/h)L=L+qF=19.58+1*40.64=60.22 (kmol/h)V=V=39.16(kmol/h)操作线
5、方程精馏段操作线方程：yn+1=R*xn/(R+1)+xD/(R+1)=0.5 xn + 0.493提馏段操作线方程：ym+1=(L+qF)*xm/(L+qF-W)-WxW/(L+qF-W)=1.538xm-0.0156图解法求理论板层数，结果为：总理论板数NT=8.64(包括再沸器)进料板位置NF=5精馏段实际塔板数N精=4/0.67 块提留段实际塔板数N提=3.64/0.6= 7 块精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏段：(1)塔顶操作压力pD=101.3+4=105.3 kPa每层塔板压降p=0.7 kPa进料板压力pF=105.3+0.7*7=110.2 kPa精馏段平均压力pm=
6、(105.3+110.2)/2=107.75 kPa(2)操作温度计算由过程工程原理，查表6-2 ，通过内插法，计算得泡点温度。塔顶温度tD=81.9 进料板温度tF=107.8 精馏段平均温度tm=(81.9+107.8）/2=94.85 (3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.986,查平衡曲线（），得x1=0.929M VDm=0.986*78.11+(1-0.986)*112.5= 78.59 (kg/kmol)M LDm=0.929*78.11+(1-0.929)*112.5= 80.55(kg/kmol)精馏段平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图），得yF=0.
7、749查平衡曲线（见图），得xF=0.396M VFm=0.749*78.11+(1-0.749)*112.5=86.74 (kg/kmol)M LFm=0.396*78.11+(1-0.396)*112.5=98.88 (kg/kmol)精馏段平均摩尔质量：M Vm=(78.59+86.74)/2= 82.67 (kg/kmol)M Lm =80.55+98.88)/2= 98.88 (kg/kmol)(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即：Vm=pmMVm/RTm=107.75* 82.67/(8.314*(94.85+273.15)=2.91 (kg/m3)液相平均
8、密度的计算液相平均密度依下式计算，即：1/Lm=aA/LA+aB/LB塔顶液相平均密度的计算由tD=81.9 ,查化学化工物性数据手册（有机卷）得A=814.95 (kg/m3) B=1037.12 (kg/m3)1/LDm =0.998/815 + 0.002/810 LDm = 818.46 (kg/m3)进料板液相平均密度的计算由tF =107.8。查手册得：A=784.00 (kg/m3)B=1009.12 (kg/m3)进料板液相的质量分率aA=0.396*78.11/(0.396*78.11+(1-0.396)*112.5)=0.3131/LFm =0.313/784.00+0.6
9、87/1009.12LFm =925.9 (kg/m3)精馏段液相平均密度为：Lm =（LFm +LDm ）/2 =(818.465+925.9)/2=872.18 (kg/m3)（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：n Lm=xii i=1塔顶液相平均表面张力的计算：由tD=81.9 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=20.97(mN/m)B=25.95(mN/m)LDm =0.986*20.97+(1-0.986)*25.95=21.04(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算：由tF=107.8 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=17.59(mN/m)
10、B=22.96(mN/m)LFm =0.396*17.58 +(1-0.396)*22.96 =20.80(mN/m)精馏段液相平均表面张力为：Lm =(21.04+20.80)/2=20.92(mN/m)(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算：lgLm =xilgi塔顶液相平均黏度的计算：由tD=80.15 ，查手册得：A=0.308 mPa·s B=0.311 mPa·slgLDm=0.997642*lg(0.308)+(1-0.997642)*lg(0.311)解出LDm = 0.308 (mPa·s)进料板液相平均黏度的计算：由tF=98.05 ，查
11、手册得：A=0.260 mPa·s B=0.269 mPa·slgLFm=0.250*lg( 0.260 )+(1-0.250)*lg(0.269 )解出LFm = 0.266 (mPa·s)精馏段液相平均黏度为：Lm =( 0.308+0.266 )/2= 0.287 (mPa·s)提馏段：(1) 每层塔板压降p=0.7 kPa塔底操作压力pw=110.2+0.7*7=115.1kPa进料板压力pF=105.3+0.7*7=110.2 kPa提馏段平均压力pm=(115.1+110.2)/2=112.65kPa(2)操作温度计算由过程工程原理，查表6-
12、2 ，通过内插法，计算得泡点温度。塔底温度tw=128.9 进料板温度tF=107.8 提馏段平均温度tm=(128.9+107.8)/2=118.35(3)平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算由yw=0.029，查平衡曲线（），得xw=0.106M VDm=0.106*78.11+(1-0.106)*112.5= 108.85 (kg/kmol)M LDm=0.029*78.11+(1-0.029)*112.5= 111.5(kg/kmol)提馏段平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图），得yF=0.749查平衡曲线（见图），得xF=0.396M VFm=0.749*78.11+(1-0.74
13、9)*112.5=86.74 (kg/kmol)M LFm=0.396*78.11+(1-0.396)*112.5=98.88 (kg/kmol)提馏段平均摩尔质量：M Vm=(108.85+86.74)/2= 97.795(kg/kmol)M Lm =(111.5+98.88)/2= 105.19 (kg/kmol)(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即：Vm=pmMVm/RTm=112.65* 97.795/(8.314*(118.35+273.15)=3.38(kg/m3)液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即：1/Lm=aA/LA+aB/LB塔底液相平均密度
14、的计算由tw=128.9 ,查化学化工物性数据手册（有机卷）得A=758.92 (kg/m3) B=987.03 (kg/m3)1/LDm =0.002/780.7 + 0.998/780.1 LDm = 780.1 (kg/m3)进料板液相平均密度的计算由tF =98.05。查手册得：A=794.8 (kg/m3)B=792.3 (kg/m3)进料板液相的质量分率aA=0.250*78.11/(0.250*78.11+(1-0.250)*92.13)=0.2201/LFm =0.220/794.8+0.78/792.3LFm =792.85 (kg/m3)提馏段液相平均密度为：Lm =（LF
15、m +LDm ）/2 =(792.85+780.1)/2=786.475 (kg/m3)（5）液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：n Lm=xii i=1塔底液相平均表面张力的计算：由tw=110.55 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=17.67(mN/m)B=18.4(mN/m)LDm =0.001696*17.67+(1-0.001696)*18.4=18.4(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算：由tF=98.05 ，查化学化工物性数据手册（有机卷）得：A=21.70(mN/m)B=19.71(mN/m)LFm =0.250*21.70 +(1-0.250)*
16、19.71 =20.21(mN/m)提馏段液相平均表面张力为：Lm =(18.4+20.21)/2=19.305(mN/m)(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算：lgLm =xilgi塔底液相平均黏度的计算：由tD=80.15 ，查手册得：A=0.236 mPa·s B=0.246 mPa·slgLDm=0.001696*lg(0.236)+(1-0.001696)*lg(0.246)解出LDm = 0.246 (mPa·s)进料板液相平均黏度的计算：由tF=98.05 ，查手册得：A=0.260 mPa·s B=0.269 mPa·s
17、lgLFm=0.250*lg( 0.260 )+(1-0.250)*lg(0.269 )解出LFm = 0.266 (mPa·s)提馏段液相平均黏度为：Lm =( 0.246+0.266 )/2= 0.256 (mPa·s)3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算精馏段：1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：VS=VMVm/3600Vm =53.88432*81.96801/(3600*2.9611)=0.414335 (m3/s)LS=LMLm/3600Lm =43.75314*83.40956/(3600*803.92)=0.001261 (m
18、3/s)由umax=C*(L-V)/ V)，式中C由式 C=C20*(L/20)0.2 计算，其中的C20由化工原理课程设计P104 图3-2查得，图的横坐标为：(Lh/Vh)*( L/V)0.5=(0.001261*3600)/(0.414335*3600)*(803.92/2.9611)0.5=0.05015取板间距为HT=0.5m，板上液层高度hL=0.06m则：HT-hL=0.44 (m)查得C20=0.084C=0.084*(20.745/20)0.2=0.0846umax=0.0846*(803.92-2.9611)/2.9611)0.5=1.3914 (m/s)取安全系数为0.7
19、，则空塔气速为：u=0.7*umax=0.7*1.3914=0.97398 (m/s)D=(4*VS/(*u)0.5=(4*0.414335/(3.14*0.97398)0.5=0.763 (m)按标准塔径圆整后D=0.8 （m）塔截面积为：AT=0.785D2=0.785*0.64=0.5024(m2)u =VS/AT=0.414335/0.5024=0.8247(m/s)2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）*HT=（17-1）*0.5=8 （m）提馏段有效高度为：Z提=（N提-1）*HT=（19-1）*0.5=9 （m）在进料板上方开一人孔，气其高度为0.8m，故精
20、馏塔的有效高度为：Z= Z精 + Z提 +0.8 =17.8 （m）3.精馏段塔板主要工艺尺寸计算(1)溢流装置计算因为塔径D=0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。参考单流型塔板系列参数（分块式）并且计算如下： 堰长lW :取lW=0.581 (m) 溢流堰高度hW :由hW=hL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即：hOW=(2.84/1000)*E*(Lh/lW)(2/3)近似取E=1，则hOW=0.00284*1*(0.00126*3600/0.581)(2/3)=0.011 (m)板上清液层高度hL=60mm故hW=hL-hOW=0.06-0.011=0
21、.049 (m) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af：由lW/D=0.726，查化工原理课程设计P108，图3-10，得Af/AT=0.1 ，则： Af=0.0502 m2Wd/D=0.16 , 则： Wd=0.16*0.8=0.128 (m)验算液体在降液管中停留时间，即：=3600AfHT/Lh=3600*0.0502*0.5/(0.00126*3600)=19.92s>5(s)故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0：取降液管底隙的流速u0=0.08m/s,则：h0=Lh/3600lWu0=0.00126*3600/(3600*0.581*0.08)=0.0271 (m)hW-h0=0.
22、049-0.0271=0.0219 (m)>0.006 (m)故降液管底隙高度设计合理。因为塔径=800mm600mm，所以选用凹形受液盘，深度为50mm。(2)塔板布置塔板的分块因为塔径800，故塔板采用分块式。查化工原理课程设计P117，表3-7得，塔板分为3块。边缘区宽度确定：取Ws=Ws=0.052m , Wc=0.028 m开孔区面积计算。开孔区面积Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.4-(0.128+0.052)=0.22 (m)r= D/2-Wc=0.4-0.028=0.372 (m)故Aa=2*(0.22*(0.3722-0.222)0.5+3.14/180*0.3
23、722*sin-1(0.22/0.372)=0.3070(m2) 筛孔计算及其排列。由于苯甲苯物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3d0=15mm筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155*0.3070/0.0152=1576 (个)开孔率为：=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(5/15)2=10.08%气体通过筛孔的气速为：筛孔气速u0=VS/A0=0.414335/(0.1008*0.307)=13.39 (m/s)提馏段：1.提留段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：VS=VMVm/3600Vm
24、 =53.88432*88.94788/(3600*3.1930)=0.41696 (m3/s)LS=LMLm/3600Lm =76.15063*90.37161/(3600*786.475)=0.00243 (m3/s)由umax=C*(L-V)/ V)，式中C由式 C=C20*(L/20)0.2 计算，其中的C20由化工原理课程设计P104 图3-2查得，图的横坐标为：(Lh/Vh)*( L/V)0.5=(0.00243*3600)/( 0.41696*3600)*( 786.475/3.1930)0.5=0.09147取板间距为HT=0.5m，板上液层高度hL=0.06m则：HT-hL=
25、0.44 (m)查得C20=0.105C=0.105*(19.305/20)0.2=0.1043umax=0.1043*(786.475-3.1930)/ 3.1930)0.5=1.6336 (m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7*umax=0.7*1.6336=1.1435 (m/s)D=(4*VS/(*u)0.5=(4*0.41696/(3.14*1.1435)0.5=0.6815 (m)因为提留段塔径小于精馏段的塔径，所以提留段塔径就按精馏段的取。按标准塔径圆整后D=0.8 （m）塔截面积为：AT=0.785D2=0.785*0.64=0.5024(m2)u =VS/AT
26、=0.41696/0.5024=0.8299(m/s)2提馏段塔板主要工艺尺寸计算(1)溢流装置计算因为塔径D=0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。参考单流型塔板系列参数（分块式）并且计算如下： 堰长lW :取lW=0.581 (m) 溢流堰高度hW :由hW=hL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即：hOW=(2.84/1000)*E*(Lh/lW)(2/3)近似取E=1，则hOW=0.00284*1*(0.00243*3600/0.581)(2/3)=0.0173(m)板上清液层高度hL=80mm故hW=hL-hOW=0.08-0.0173=0.0627 (
27、m) 弓形降液管宽度Wd和截面积Af ：由lW/D=0.726，查化工原理课程设计P108，图3-10，得Af/AT=0.1 ，则： Af=0.0502 m2Wd/D=0.16 , 则： Wd=0.16*0.8=0.128 (m)验算液体在降液管中停留时间，即：=3600AfHT/Lh=3600*0.0502*0.5/(0.00243*3600)=10.33s>5(s)故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0：取降液管底隙的流速u0=0.08m/s,则：h0=Lh/3600lWu0=0.00243*3600/(3600*0.581*0.08)=0.0523 (m)hW-h0=0.0627-
28、0.0523=0.0104 (m)>0.006 (m)故降液管底隙高度设计合理。因为塔径=800mm600mm，所以选用凹形受液盘，深度为50mm。(2)塔板布置塔板的分块因为塔径800，故塔板采用分块式。查化工原理课程设计P117，表3-7得，塔板分为3块。边缘区宽度确定：取Ws=Ws=0.052m , Wc=0.028 m开孔区面积计算。开孔区面积Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.4-(0.128+0.052)=0.22 (m)r= D/2-Wc=0.4-0.028=0.372 (m)故Aa=2*(0.22*(0.3722-0.222)0.5+3.14/180*0.3722*
29、sin-1(0.22/0.372)=0.3070(m2) 筛孔计算及其排列。由于苯甲苯物系没有腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：t=3d0=15mm筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155*0.3070/0.0152=1576 (个)开孔率为：=A0/Aa=0.907(d0/t)2 =0.907*(5/15)2=10.08%气体通过筛孔的气速为：筛孔气速u0=VS/A0=0.41696/(0.1008*0.3070)=13.47 (m/s)（3）塔板的流体力学校核精馏段：1.塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力：由d0/=5/3=1
30、.67，查课程设计P112，图3-14得，C0=0.772故hc=0.051*2.9611/803.92*(13.47/0.772)2=0.0572 (m液柱)气体通过液层的阻力hl计算。hl=hLua=VS/(AT-Af)=0.414335/(0.5024-0.0502)=0.9163 (m/s)Fo=0.9163*=1.577 kg1/2/(s·m1/2)查图3-15，得=0.58故hl=hL=(hW+hOW)=0.58*(0.049+0.011)=0.0348 (m液柱)液体表面张力的阻力h = 4L/Lgd0=4*20.745*10(-3)/(803.92*9.81*0.00
31、5)=0.002 (m液柱)气体通过每层塔板的压降为： pP=hPLg=(hc+hl+h)Lg=(0.0572+0.0348+0.002)*803.92*9.81=641.33Pa<0.7(kPa)2.液面落差由于塔径<1600mm，所以液面落差忽略不计。3液沫夹带液沫夹带量：eV=5.7*10(-6)/ L (ua/(HT-2.5hL)3.2=5.7*10(-6)/20.745*10(-3)*(0.9163/(0.5-2.5*0.06)3.2=0.006<0.1(kg液/kg气) 所以液沫夹带eV 在允许范围内。4漏液漏液点气速u0,min=4.4C0=5.976 (m/s
32、) < u0=13.47(m/s)稳定系数K= u0/u0,min =13.47/5.976=2.254>1.5 故无明显漏液5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应该满足：Hd（HT+hW）苯甲苯物系属于一般物系，取=0.5，则：（HT+hW）=0.5*(0.5+0.049)=0.2745而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd=0.153*0.082=0.001 (m液柱)Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 (m液柱) <（HT+hW）,所以本设计中不存在发生液泛现象。（4）塔板的负荷性能图1漏液线由 得：=整理得：在操作范围内，2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限,Vs-Ls关系如下：3液相符合下限线4液相符合上限线5液泛线（5）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。五、设计时间：四周注意事项：1、 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、 每项设计结束后，列出计算结果明细表3、 图、表分别按顺序编号4、 按规定的时间进行设计，并按时完成任务: