1、 課程設計 題 目:處理能力為50000t/y的苯氯苯連續精餾篩板塔的設計 學生姓名: 周 戴 院系名稱: 化學與生物工程學院 班 級: 生物工程0801班 指導老師：方 芳 課程設計成績評定表課程設計評分（按下表要求評定）評分項目設計說明書質量（50分）圖紙質量（30分）任務完成情況（10分）學習態度（10分）合計（100分）得分指導教師評語指導教師簽名：年 月 日教研室主任審核意見教研主任簽名：年 月 日操作條件（1）精餾塔頂的壓強4kpa(表壓)，單板壓降壓：（2）進料熱狀態 （3）回流比： 2 （4）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度： ; （5）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：p=2

2、at(表壓) 熱損失：q1=5%qb（6）每年按300天計，每天24小時連續運行。（7）廠址：長沙地區。課題要求及工作進度任務要求：（1）原料液中氯苯含量：質量分率=38%（質量），其余為苯。（2）產品純度為99.8%（質量）的氯苯。（3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于2.0%（質量）。（4）生產能力：50000t/y氯苯產品，年開工300天。（5）對精餾過程進行描述（6）精餾塔的物料衡算。（7）塔板數的確定（8）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算（9）精餾塔的塔體工藝尺寸計算（10）塔板主要工藝尺寸的計算工作進度設計計算：12天圖紙繪制：12天編寫設計說明書：23天化工原理課程設計任務書一、

3、設計題目苯氯苯連續精餾篩板塔設計二、設計基礎數據苯，氯苯純組分的飽和蒸汽壓數據溫度，80 90 100 110 120 130 131.8p0i0.133-1kpa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯148 205 293 400 543 719 760三，設計任務及操作條件（一）設計任務 （1）原料液中氯苯含量：質量分率=38%（質量），其余為苯。 （2）產品純度為99.8%（質量）的氯苯。 （3）塔頂餾出液中氯苯含量不得高于2.0%（質量）。 （4）生產能力：50000t/y氯苯產品，年開工300天。（二）操作條件（1）精餾塔頂壓強： 4.0kpa（表壓

4、）（2）進料熱狀態 （3）回流比： （4）單板壓降壓：（5）冷凝器冷卻劑：水，冷卻劑溫度： ; （6）再沸器加熱劑：飽和水蒸氣，加熱劑溫度：p=2at(表壓) 熱損失：q1=5%qb四、設計內容（1）對精餾過程進行描述（2）精餾塔的物料衡算。（3）塔板數的確定（4）精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算（5）精餾塔的塔體工藝尺寸計算（6）塔板主要工藝尺寸的計算目錄第一章 流程及生產條件的確定和說第一節 概述-81.1設計方案簡介 -81.2設計方案的確定和說明 -81.2.1裝置流程的確定 -91.2.2操作壓力的選擇 -91.2.3進料熱狀況的選擇 -91.2.4加熱方式的選擇 -91.2.5

5、回流比的選擇 -9第二節 精餾塔的物料衡算 -91. 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數-102. 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量-103. 物料衡算 -11第三節 塔板數的確定 -111.塔頂溫度的確定 -112.q值的計算 -113.塔釜溫度確定 -114.相平衡方程 -1141求最小回流比與操作回流比 -1142求精餾塔的汽掖相負荷 -1143求操作線方程 -1144逐板計算法求理論板數 -115.總理論板數 -126實際板數的求取 -12 第二章 精餾塔工藝計算第一節 精餾段的工藝條件及有關物性數據的計算 -121操作壓力計算 -122.操作溫度 -123平均摩爾質量 -134平均

6、密度計算 -134.1氣相平均密度計算 - 134.2液相平均密度計算 -135液體平均表面張力 -146液體平均黏度 -15第三章 精餾塔設計計算第一節精餾塔的塔體的工藝尺寸計算 -151塔徑計算 -15第二節提餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算-152.1操作壓力計算 -162.2 操作溫度計算 -172.3平均摩爾質量計算 -172.4平均密度計算 -172.41氣相平均密度計算 -172.42液相平均密度計算 -172.5液體表面張力計算 -182.6液體平均黏度計算 -19第三節提餾塔的塔體工藝尺寸的計算3.1塔徑的計算 -193.2.提餾塔有效高度的計算 -20第四節塔板主要工藝尺

7、寸 -204.1溢流裝置計算 -214.1.1堰長 -214.1.2溢流堰高度-214.1.3弓行降液管寬度和截面積-214.1.4降液管底隙高度及受液盤深度為 -214.2.塔板布置 -224.2.1塔板分布 -224.2.2邊緣區寬度確定 -2024.2.3開孔區面積按式計算 -224.2.4篩孔計算及其排列 -22 第四章 設計結果列表 -29第五章 設計結果與討論和說明 -31第一節 設計結果自我評價 -31第二節 設計結果及小組討論 -31第六章 結束語 -31第七章 參考文獻-34符號說明英文字母a閥孔的鼓泡面積m2af 降液管面積 m2at 塔截面積 m2b 操作線截距c 負荷系

8、數（無因次）c0 流量系數（無因次）d 塔頂流出液量 kmol/hd 塔徑 md0 閥孔直徑 met 全塔效率（無因次）e 液體收縮系數（無因次） 物沫夾帶線 kg液/kg氣f 進料流量 kmol/hf0 閥孔動能因子 m/sg 重力加速度 m/s2ht 板間距 mh 塔高 mhd 清液高度 mhc 與平板壓強相當的液柱高度 mhd 與液體流徑降液管的壓降相當液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhl 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強相當的液層高度 mh與克服液體表面張力的壓降所相當的液柱高度 mh2v

9、溢液堰高度 mk 物性系數（無因次）ls 塔內下降液體的流量 m3/slw 溢流堰長度 mm 分子量 kg/kmoln 塔板數np 實際塔板數nt 理論塔板數p 操作壓強 pap壓強降 paq 進料狀態參數r 回流比rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜殘液流量 kmol/hwc 邊緣區寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區寬度 mx 液相中易揮發組分的摩爾分率y 氣相中易揮發組分的摩爾分率z 塔高 m希臘字母相對揮發度粘度 cp密度 kg/m3表面張力下標r 氣相l 液相l 精餾段q q線與平衡線交點min最小max最大a 易揮發組分b 難揮發組分化工原理課程設計 -篩板塔的設

10、計第一章 流程及生產條件的確定和說明第一節 概述精餾塔是現在化工廠中必不可少的設備，因此出現了很多種的精餾塔。塔設備按其結構形式基本可分為兩類：板式塔和填料塔。其中，浮閥塔是內置一定數量的閥，浮閥可根據氣體的流量自行調節開度，可以避免漏夜降低氣速。浮閥塔保留了泡罩塔的操作彈性大的優點并且浮閥塔板的生產能力大于泡罩塔板。因此發展很快。所以做分離苯氯苯的課程選擇了篩板塔。1.1設計方案簡介 本設計任務為分離苯-氯苯混合物連續精餾。設計中采用25進料,將原料通過預熱器加熱至25送入精餾塔內.塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜用再沸器加

11、熱水至飽和過熱水蒸氣狀態，送至塔內，塔釜塔底產品經冷卻后送至儲罐。 設計數據如下表：工藝條件數據進料溫度25進料組成（含氯苯w%）38%餾出液組成（含氯苯w%）2%產品純度（含氯苯w%）99.8%生產能力t/y(按氯苯計）50000r2 12設計方案的確定和說明1.2.1裝置流程的確定 精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器，精餾釜（再沸器）、冷凝器等設備。精餾過程按操作方式的不同，分為連續精餾和間接精餾兩種流程。連續精餾具有生產能力大，產品質量穩定等優點，工業生產中以連續精餾為主。 精餾是通過物料在塔內的多次部分氣化與多系部分冷凝實現分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器將余熱帶走。另外，為保持塔的操作穩

12、定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波動的影響。 塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器全凝器兩種不同的設置。工業上以采用全凝器為主，以便于準確地控制回流比。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態物料，則宜用分凝器。總之，確定流程時要較全面、合理地兼顧設備、操作費用、操作控制及安全諸因素。1.2.2操作壓力的選擇精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾、減壓精餾和加壓精餾。本實驗采用的是常壓精餾。1.2.3進料熱狀況的選擇 精餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內各層塔板的氣、液相負荷。工業上多采用接近泡點液體進料和飽和液體（泡點）進料，通常用釜

13、殘液預熱原料。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產生聚合或結焦，則應采用氣態進料。1.2.4加熱方式的選擇 精餾大多采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發度較大時宜用直接整齊加熱，其優點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節省操作費用，并省掉間接加熱設備。但由于直接蒸汽的加入，對釜內溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需要在提餾段增加塔板以達到生產要求。1.2.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設備費和操作費用之和最低。設計時，應根

14、據實際需要選定回流比，也可參考同類生產的經驗值選定。必要時可選用若干個r值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對應理論板數n，作出nr曲線，從中找出適宜操作回流比r，也可作出r對精餾操作費用的關系線，從中確定適宜回流比r。第二節 精餾塔的物料衡算1、原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 ma=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質量 mb=112.5 6kg/kmol 2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量3. 物料衡算塔釜產品總物料衡算：氯苯物料衡算：第三節 塔板數的確定1. q=02. 理論板數的確定2.1.1 全塔平均相對揮發度的求取； 根據 我們先求取塔頂的相對揮發度：（試差法） 利用安

15、托尼公式：假設溫度為90攝氏度： 假設溫度為80攝氏度： 假設溫度為85攝氏度： 假設溫度為81.8攝氏度： 與接近故此時的溫度為塔頂的泡點溫度； 用相同的方法求取塔底的露點溫度和相對揮發度：全塔平均相對揮發度為：相平衡方程為； 把相對揮發度代入上式得操作條件下的相平衡方程： 因為 q=0 r=22.4精餾塔的氣液相負荷精餾段液體流量 精餾段氣體流量 提餾段液體流量 提餾段氣體流量2.5求操作線方程精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：相平衡方程：2.6求理論板數：逐板計算法（塔頂全凝器） 應用精餾方程： 第一塊塔板： 第二塊塔板： 第三塊塔板： 第四塊塔板： 此時 換用提留段方程：第五塊塔板：

16、依次得到： 此時 即為提留段所需的板數。 所需要的總的理論板數為：92.8總板效率 2.9.實際板數的求取精餾段實際板數：提餾段實際板數：第二章 精餾塔工藝計算第一節 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1操作壓力計算塔頂操作壓力：p d=101.3+4=105.3kpa每層塔板壓降：kpa進料板壓力：pf =105.3+0.79=111.6kpa精餾段平均壓力：p精 =(105.3+111.6)/2=108.45kpa塔底操作壓力：pw111.6+0.711119.3 kpa提餾段平均壓力：p提(111.6+119.3)/2=115.45kpa2 操作溫度計算依據操作力，由泡點方程通過試差法

17、計算出泡點溫度，其中苯，氯苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算。計算結果如下：塔頂因是泡點溫度：81.8進料板溫度：102塔底溫度：tw=139.9精餾段平均溫度：(81.8+102)/2=91.9提餾段平均溫度：tm= (102+139.9)/2=120.953平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算y1 = xd =0.986由相平衡方程算得x1 =0.9420.98678.11+(1-0.986)112.56=78.59kg/koml0.94278.11+(1-0.942)112.56=80.11kg/koml進料板平均摩爾質量計算yf =0.785 由氣液平衡方程得 xf=0.457mvfm=0

18、.78578.11+(1-0.785)112.56=85.52 kg/komlmlfm=0.45778.11+(1-0.457) 112.56=96.82 kg/koml塔底平均摩爾質量計算xw=0.0029 由氣液平衡方程得 yw = 0.0125 mvwm=0.012578.11+(1-0.0125) 112.56=112.13 kg/komlmlwm=0.002978.11+(1-0.0029) 112.56=112.46kg/koml精餾段平均摩爾質量mvm=(78.59+85.52)/2=82.06 kg/komlmlm=(80.11+96.82)/2=88.47kg/koml提餾段

19、平均摩爾質量4平均密度計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態方程計算，則精餾段：=2.932提餾段：3.482（2）液相平均密度計算塔頂液相平均密度的計算由 81.8查手冊得苯塔頂81.8812.1進料板102791.4塔底139.9744.1氯苯塔頂81.81039.1進料板102925.3塔底139.9870.7a.塔頂平均密度=815.66進料液相質量分率a苯 =0.369進料板平均密度=870.93精餾段液相平均密度 =(815.66+870.93)/2=843.30b.塔釜平均密度=870.40提餾段液相平均密度(870.40+870.93)/2=870.675、液體表面張力計算苯

20、()塔頂81.821.02進料板10218.63塔底139.914.17氯苯塔頂81.819.81進料板10217.53塔底139.913.29液相平均張力計算塔頂液相平均表面張力的計算=0.98621.02+0.01419.81=21.003進料板液相平均表面張力的計算=0.45718.63+（1-0.457）17.53=18.03塔底液相平均表面張力的計算0.002914.17+（1-0.0029）13.2913.293精餾段液相平均表面張力為=(21.003+18.03)/2=19.52提餾段液相平均表面張力為(18.03+13.293)/2=15.666、液體平均黏度計算苯 ()塔頂8

21、1.80.298進料板1020.251塔底139.90.184氯苯()塔頂81.80.307進料板1020.262塔底139.90.200液相平均黏度依下式計算塔頂液相平均黏度計算lg=0.986lg0.298+（1-0.986）lg0.307解得 = 0.2981進料板液相平均黏度計算lg=0.457lg0.251+（1-0.457）lg0.262=0.2569精餾段液相平均黏度為=(0.2981+0.2569)/2=0.2775塔釜液相平均黏度計算lg=0.0029lg0.184+（1-0.0.0029）lg0.200解得 = 0.2000提餾段液相平均黏度=（0.2569+0.2000）

22、/2=0.2285第三章 精餾塔設計計算第一節 精餾塔的塔體的工藝尺寸計算1塔徑的計算精餾段的汽、液相體積流率為=3.5381=0.0088由計算取板間距=0.50m,板上液高度=0.06m-=0.5-0.06=0.44m查圖得 c20 = 0.096取安全系數為0.7，則空塔氣速為1.132m/s=1.995m按標準塔徑圓整為2.0m塔截面積為 at = d2 / 4 = 3.1416 實際空塔氣流為 u = vs / at = 3.5381 / 3.1416 = 1.1262.提餾塔有效高度的計算（9-1）0.5=4.0m提餾段有效高度為=（11-1）0.5=5.0m在進料板上方開一人孔，

23、其高度為0.8m，故精餾塔有效高度為4.0+5.0+0.8=9.8第四節 塔板主要工藝尺寸計算五、塔板主要工藝尺寸的計算1、溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管1，采用凹形受液盤。各項計算如下：（1） 堰長取（2） 溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度由式計算近似取取板上清液高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面和 由=0.66查圖11.19得0.0722 0.124故=0.0722=0.07223.1415=0.22681m=0.1241d=0.1242.0=0.248m依式5-9驗算液體在降液管中停留時間，即=12.895s故設計合理（4） 降液管底隙高度 =0.08m/s=0.0

24、833m0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤深度為=50mm 一般都大于50mm2、 塔板布置塔板分布因故塔板采用分塊塊式5塊4.2.2邊緣區寬度確定取0.08m =0.06m4.2.3開孔區面積按式計算，即其中=1-（0.248+0.08）=0.672r=1-0.06=0.96m=2.3799（4） 篩孔計算及排列本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按三角形排列，取孔中心距篩孔數目為 開孔率為 氣體通過閥孔得氣速為 第五章 設計結果列表序號項目符號單位數值1精餾實際塔板數n塊9提餾實際塔板數n塊112板間距htm0.53塔徑dm24實際空塔氣速vm/s1.1265精餾塔有效高度hm4.0提餾塔有效高度hm5.06精餾溢流形式/單溢流提餾溢流形式/單溢流7精餾降液管形式/弓形提餾降液管形式/弓形8精餾堰長lwm1.32 提餾堰長lwm1.329精餾堰高hwm0.03637提餾堰高hwm0.0363710弓形降液管寬度wdm0.024811弓形降液管面積afm20.226812降液管停留時間s12.8913降液管底隙高度h0m0.083314凹形受液盤深度m0.05015塔板分塊/516