化工原理课程设计苯与氯苯的分离

-1-化工原理课程设计说明书设计题目：苯—氯苯精馏过程板式塔设计设计者：班级化工095姓名闫宏阳日期：2011年12月13号指导教师：杨胜凯设计成绩：日期：-2-目录设计任务书…………………………3设计计算书…………………………4设计方案的确定……………………………………4精馏塔物料衡算……………………………………4塔板数的确定………………………………………5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………8塔体工艺尺寸计算…………………………………13塔板主要工艺尺寸…………………………………15塔板流体力学验算…………………………………17浮阀塔的结构………………………………………20精馏塔接管尺寸……………………………………23产品冷却器选型……………………………………25对设计过程的评述和有关问题的讨论……………25附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图-3-设计任务书（一）题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压力4kPa（表压）；（2）进料热状况泡点；（3）回流比R=1.4Rmin；（4）塔底加热蒸汽压力0.5Mpa（表压）；（5）单板压降≤0.7kPa；（三）塔板类型浮阀塔板（F1型）（四）工作日每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址厂址为天津地区-4-设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。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进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量kmol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量kmol/kg56.112BM003.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0638.056.112/45.011.78/55.011.78/55.0WDFxxx2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol/kg46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol/kg59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol/kg58.9056.112)638.01(11.78638.0WDFMMM3．物料衡算原料处理量h/25.93kmol46.11224300100000012W总物料衡算25.93DF苯物料衡算25.93003.0986.0638.0DF-5-联立解得h/73.24kmolh/47.31kmolFD三、塔板数的确定1．理论板数NT的求取（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，绘出x—y图，见图1。C/oT8090100110120130131.8kPa/oAp101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65kPa/oBp19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oooBABppppx1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000xppyAo1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000-6-图1图解法求最小回流比（2）由于泡点进料q=1，在图上作直线x=0.986交对角线于a点，作直线x=0.638交平衡线于q点，连接a、q两点，过q点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得图1x—y图yq=0.896，则最小回流比如下：35.0638.0896.0896.0986.0minR取操作回流比为49.035.04.14.1minRR（3）求精馏塔的气、液相负荷h/70.49kmolh/96.42kmol73.2423.18h/70.49kmol47.31)149.0()1(h/23.18kmol47.3149.0VVFLLDRVRDL0.0000.2000.4000.6000.8001.0000.0000.2000.4000.6000.8001.000yxDxqxqqya-7-（4）求操作线方程精馏段操作线方程626.0283.0986.070.4947.3170.4918.23xxxVDxVLyD提馏段操作线方程001.0693.1003.070.4925.9370.4942.96xxxVWxVLyW（5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.638带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.003，0.003），连接cd两点即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数)(11包括再沸器TN进料板位置4FN2．实际板层数的求解（试差法）假设总板效率ET=0.49精馏段实际板层数4544.949.0/22精N提馏段实际板层数71-8.1149.0/4提N（不包括再沸器）实际板层数为26/0.49-1=52（不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：105.3KPa43.101DP塔底压力：139.984Pa52667.03.105wP已知塔底组成为-8-四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10543.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力1.63kPa1197.033.105FP精馏段平均压力108.48kPa2/)33.1051.6311(1mP塔底操作压力1.43kPa12327.033.105DP提馏段平均压力16.53kPa12/)21.43111.631(2mP2．操作温度的计算表1苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597（表1苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597①假设塔顶的泡点温度C2.83ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯111.53kPa2.0474215.2732.8399.48034.123606832.6lgooAApp-9-对氯苯22.11kPa1.3446415.2732.83515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得DABABxxppyppppx986.033.105931.053.111931.011.2253.11111.22433.101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C2.83oDt②假设塔顶的进料板温度C4.49ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa154.2618825.215.2734.4999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯32.77kPa1.5154815.2734.49515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得638.02.77354.2612.77323.110oooBABppppx假设正确，故进料板温度为C4.49oFt③假设塔底的泡点温度C713ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa51.42415.27313799.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa28.15115.27313721.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得003.00038.0115.28-442.5128.11553.116oooBABppppx-10-假设正确，故塔顶温度为C137oWt精馏段平均温度C8.882/)4.492.83(o1mt提馏段平均温度C115.72/)1374.49(o2mt全塔平均温度C1.1102/)1372.83(omt3．平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查平衡曲线得920.01xkmol/kg87.8056.112)920.01(11.78920.0kmol/kg60.7856.112)986.01(11.78986.0LDmVDmMM进料板：由图理论板得885.0Fy，查平衡曲线得621.0Fxkmol/kg17.1956.112)621.01(11.78621.0kmol/82.07kg56.112)885.01(11.78885.0LFmVFmMM塔底：由图理论板得300.0ny，查平衡曲线得100.0nxkmol/53kg.11256.112)100.01(11.78100.0kmol/kg64.11256.112)003.01(11.78300.0LWmVWmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg02.862/)17.9187.80(kmol/kg34.802/)07.8260.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量kmol/kg85.1012/)53.11217.91(kmol/kg27.972/)46.11207.82(22LmVmMM4．平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段31111m/kg90.2)15.2738.88(314.834.8048.108mVmmVmRTMp提馏段32222m/kg51.3)15.2737.115(314.827.9753.116mVmmVmRTMp-11-（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C2.83oDt时，333m/kg73.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C4.94oFt时，333m/kg28.8947.1025/468.07.803/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg12.10224.94111.11127m/kg95.79994.4187.1912LFmABAw塔底C137oWt时，333m/kg20.97479.974/998.038.749/002.01m/kg79.974137111.11127m/kg38.749137187.1912LWmBA精馏段液相平均密度为31m/kg51.8552/)28.89473.816(Lm提馏段液相平均密度为32m/kg24.9342/)20.9742