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（物理化学专业论文）CuHZSM5催化剂氯苯气相羟化反应及失活研究
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苯氯苯板式精馏塔工艺设计
化工原理课程设计――苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 ........................ 2 一．设计题目 .......................................... 2 二．操作条件 .......
................................... 2 三．塔板类型 .......................................... 3 四．工作日 ............................................ 3 五．厂址 .............................................. 3 六．设计内容 .......................................... 3 七．设计基础数据 ...................................... 4 设计方案 ................................................. 4 一．设计方案的思考 .................................... 4 二．设计方案的特点 .................................... 4 三．工艺流程 .......................................... 5 苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 ............................ 5 一．设计方案的确定及工艺流程的说明 .................... 5 二．全塔的物料衡算 .................................... 5 三．塔板数的确定 ...................................... 6 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 ........ 9 五．精馏段的汽液负荷计算 ............................. 12 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ................... 12 七．塔板负荷性能图 ................................... 18 八．附属设备的的计算及选型 ........................... 221筛板塔设计计算结果 ...................................... 34 设计评述 ................................................ 36 一．设计原则确定 ..................................... 36 二．操作条件的确定 ................................... 37 设计感想 ................................................ 39苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.8%的氯苯 21600t，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 38%（以 上均为质量分数） 。 二．操作条件 1.塔顶压强 4kPa（表压） ； 2.进料热状况 自选； 3.回流比 自选； 4.塔底加热蒸汽压力 0.5MPa(表压)；25.单板压降不大于 0.7kPa； 三．塔板类型 筛板或浮阀塔板（F1 型） 。 四．工作日 每年 300 天，每天 24 小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板主要工艺尺寸的计算； 6.塔板的流体力学验算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作） ； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。3七．设计基础数据 苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据 131. 温度， （℃）p io ×80 760 14890100110120130 8苯 氯苯60 00 205 293 400 543 719 7600.133-1 kPa 其他物性数据可查有关手册。 设计方案一．设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格 Φ25～100mm、高度 0.5～1.5m， 每段塔节可设置 1～2 个进料口/测温口， 亦可结合客户具体要求进行 设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进 料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。 塔压降由变送器测量， 塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板 进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身 保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃ 范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的 温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压 力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 二．设计方案的特点 浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者4含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却 时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更 适合 塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 三．工艺流程 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式 精馏塔（筛板塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝 后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采 用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 一．设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应 采用连续精馏过程。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。 二．全塔的物料衡算 （一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率5苯 和 氯 苯 的 相 对 摩 尔 质 量 分 别 为 78.11 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。xF = 62 / 78.11 = 0.702 62 / 78.11 + 38 / 112.61 98 / 78.11 = 0.986 xD = 98 / 78.11 + 2 / 112.61 0.2 / 78.11 = 0.00288 xW = 0.2 / 78.11 + 99.8 / 112.61（二）平均摩尔质量 MF ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmolM D = 78.11 × 0.986 + (1 ? 0.986) × 112.61 = 78.59kg/kmolM W = 78.11 × 0.00288 + (1 ? 0.00288) × 112.61 = 112.5kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：氯苯的产量是 3t/h, 总物料衡算： F′＝D′＋W′氯苯物料衡算 0.38F′＝0.02D′＋0.998W＇ F′＝8150kg/h D′＝5150kg/h W′＝3000kg/h 三．塔板数的确定 （一）理论塔板数 N T 的求取 苯-氯苯物系属于理想物系， 可采用梯级图解法 （M? 法） T 求取 N T ， 步骤如下： 1.：平均相对挥发度α的求取 F＝＝92.21kmol/h D＝＝65.53kmol/h W＝＝26.68kmol/h6α=7 √v760/148×50/293×50/543 ×00/760w=4.41 依据已经算出的相对挥发度α，假设一系列的 x 值，用平衡方 程算出对应的 y 值，见下表 x y=4.41x/ v1+3.41xw 可在 x～y 坐标图上绘制出平衡线与对角线 0 0.05 0.10 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0 0.19 0.33 0.53 0.65 0.75 0.82 0.87 0.91图 3-1苯―氯苯混合液的 x―y 图在 x ~ y 图上，因泡点进料 q = 1 ，查得 yg=0.912，而 xe = xF = 0.702 ，x D = 0.986 。故有：最小回流比 Rmin=vxD-ygw／vyg-xgw=0.352 考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最 小回流比的 2 倍，即：R=2Rmin =0.7047求精馏塔的汽、液相负荷 L=RD=0.704×65.53=46.13kmol/h V=(R+1)D=(0.704+1)×65.53=111.66kmol/h L′=L+F=46.13+92.21=138.34kmol/h V′=V=111.66kmol/h 3.求理论塔板数 精馏段操作线：y=L?x／V +D?xD／V=46.13x／116.66+65.33× 0.986／111.66=0.413x+0.579 提馏段操作线： y ′ =L′ W x′ ? xw = 1.26 x′ ? 0.000757 V′ V′提馏段操作线为过 (0.88) 和 (0.702,0.884) 两点的直线。图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得 N T = 9.5 ? 1 = 8.5 块（不含釜） 。其中，精馏段 N T 1 = 3 块，提馏段N T 2 = 5.5 块，第 4 块为加料板位置。8（二）实际塔板数 N p 1.全塔效率 ET 选 用 ET = 0.17 ? 0.616 log ?m 公 式 计 算 。 该 式 适 用 于 液 相 粘 度 为 0.07～1.4mPa?s 的烃类物系，式中的 ? m 为全塔平均温度下以进料组 成表示的平均粘度。 塔的平均温度为 0.5×(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均 值） ，在 此平 均温度 下查 化工 原理附 录 11 得 ： ? A = 0.24mPa ? s ，? B = 0.34mPa ? s 。? m = ? A xF + ? B (1 ? x F ) = 0.24 × 0.702 + 0.34 × (1 ? 0.702) = 0.2698ET = 0.17 ? 0.616 log ? m = 0.17 ? 0.616 log 0.2698 = 0.522.实际塔板数 N p （近似取两段效率相同） 精馏段： N p1 = 3 / 0.52 = 5.77 块，取 N p1 = 6 块 提馏段： N p 2 = 5.5 / 0.52 = 10.58 块，取 N p 2 = 11 块 总塔板数 N p = N p1 + N p 2 = 17 块。 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）平均压强 p m 取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。 塔顶： p D = 101.3 + 4 = 105.3kPa 加料板： p F = 105.3 + 0.7 × 6 = 109.5kPa 平均压强 pm = (105.3 + 109.5) / 2 = 107.4kPa （二）平均温度 t m9依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中 苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下： 塔顶温度 t D = 80℃ 加料板 t F = 88℃。t m = (80 + 88) / 2 = 84 ℃（三）平均分子量 M m 塔顶：y1 = x D = 0.986 ， x1 = 0.940 （查相平衡图）M VD ,m = 0.986 × 78.11 + (1 ? 0.986 ) × 112.61 = 78.59kg/kmol M LD ,m = 0.940 × 78.11 + (1 ? 0.940 ) × 112.61 = 80.18kg/kmol加料板： y F = 0.925 ， x F = 0.702 （查相平衡图）M VF ,m = 0.925 × 78.11 + (1 ? 0.925) × 112.61 = 80.70kg/kmol M LD ,m = 0.702 × 78.11 + (1 ? 0.702 ) × 112.61 = 88.39kg/kmol精馏段： M V ,m = (78.59 + 80.70) / 2 = 79.65kg/kmolM L ,m = (80.18 + 88.39 ) / 2 = 84.29kg/kmol（四）平均密度 ρm 1.液相平均密度 ρ L ,m 表 4-1 组分的液相密度 ρ （kg/m3） 温度， （℃） 苯ρ80 817 103990 805 1028100 793 1018110 782 1008120 770 997130 757 985氯苯纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 : ρ A = 912.13 ? 1.1886t10氯苯 : ρB = 1124.4 ? 1.0657t 式中的 t 为温度，℃ 塔顶： ρ LD , A = 912.13 ? 1.1886t = 912.13 ? 1.1886 × 80 = 817.0kg/m 3ρ LD , B = 1124.4 ? 1.0657t = 1124.4 ? 1.0657 × 80 = 1039.1kg/m 31 ρ LD ,m = aA a 0.98 0.02 + B = + ? ρ LD ,m = 820.5kg/m 3 ρ LD , A ρ LD , B 817.0 1039.1进料板： ρ LF , A = 912.13 ? 1.1886t = 912.13 ? 1.1886 × 88 = 807.5kg/m 3ρ LF , B = 1124.4 ? 1.0657t = 1124.4 ? 1.0657 × 88 = 1030.6kg/m 31ρ LF ,m=ρ LF , AaA+ρ LF , BaB=0.62 0.38 + ? ρ LF ,m = 879.88kg/m 3 807.5 1030.6精馏段： ρ L ,m = (820.5 + 879.88) / 2 = 850.19kg/m 3 2.气相平均密度 ρV ,mρV , m =p m M V ,m RTm = 107.4 × 79.65 = 2.88kg/m 3 8.314 × (273 + 84)（五）液体的平均表面张力 σ m 附： 温度， （℃） 苯σ表 4-2 组分的表面张力 σ （mN/m） 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4氯苯双组分混合液体的表面张力 σ m 可按下式计算：σm = σ Aσ B （ x A、x B 为 A、B 组分的摩尔分率） σ A xB + σB x A计算得，塔顶： σ D , A = 21.08mN/m ； σ D ,B = 26.02mN/m （80℃）11进料板： σ F , A = 20.20mN/m ； σ F , B = 25.34mN/m （88℃）? ? σ Aσ B 20.20 × 25.34 ? ? σ F ,m = ? ? σ x + σ x ? = ? 20.20 × 0.298 + 25.34 × 0.702 ? = 20.20mN/m ? ? ? B A ?F ? A B精馏段： σ m = (21.14 + 20.20) / 2 = 20.67mN/m （六）液体的平均粘度 ? L ,m 塔顶：查化工原理附录 11，在 80℃下有：? LD ,m = ( ? A x A )D + ( ? B x B )D = 0.315 × 0.986 + 0.445 × 0.014 = 0.317 mPa ? s加料板： ? LF ,m = 0.28 × 0.702 + 0.41 × 0.298 = 0.318mPa ? s 精馏段： ? L ,m = (0.317 + 0.318) / 2 = 0.3175mPa ? s 五．精馏段的汽液负荷计算 汽相摩尔流率 V = (R + 1)D = 1.704 × 65.53 = 79.87kmol/h 汽相体积流量 Vs =VM V ,m 3600 ρV ,m = 111.66 × 79.87 = 0.857 m 3 /s 3600 × 2.89汽相体积流量 Vh = 0.857m 3 /s =
/h 液相回流摩尔流率 L = RD = 0.704 × 65.53 = 46.13kmol/h 液相体积流量 Ls =LM L , m 3600 ρ L ,m = 46.13 × 84.30 = 0.00127 m 3 /s 3600 × 850.28液相体积流量 Lh = 0.00127m 3 /s = 4.574m 3 /h 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 （一）塔径 1.初选塔板间距 H T = 450mm 及板上液层高度 hL = 60mm ，则：12H T ? hL = 0.45 ? 0.06 = 0.39m2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 u max （即泛点气速 u F ）? Ls ? ?V ? s ?? ρ L ?? ?? ρ ?? V ? ? ? ?0.5? 0.00229 ?? 850.19 ? =? ?? ? ? 1.804 ?? 2.88 ?0.5= 0.0218查 Smith 通用关联图得 C20 = 0.08σ 负荷因子 C = C20 ? ? ? ? ? 20 ?0.2? 20.67 ? = 0.08? ? ? 20 ?0.2= 0.0805泛点气速：u max = C( ρ L ? ρV ) / ρV= 0. ? 2.88) / 2.88 = 1.3808 m/s3.取安全系数为 0.7，则空塔气速为u = 0.7u max = 0.9665m/s4.精馏段的塔径D = 4Vs / πu = 4 × 1.804 / 3.14 × 0.9665 = 1.542m圆整取 D = 1600mm ，此时的操作气速 u = 0.9665m/s 。 5.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为Z精= N精 ? 1） T = 6 ? 1） 0.45 = 2.25m （ H （ ×提馏段有效高度为Z提= N提 ? 1） T = 11 ? 1） 0.45 = 4.5m （ × H （在进料板上方开一人孔，其高度为 600mm 故精馏塔的高度为Z = Z 精 + Z提 = 2.25+4.5+0.6=7.35m（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算131.溢流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且 不设进口内堰。 （1）溢流堰长（出口堰长） l w 取 lw = 0.6 D = 0.6 × 1.6 = 0.96m 堰上溢流强度 Lh / lw = 8.24 / 0.96 = 8.583m 3 / (m ? h ) & 100 ~ 130m 3 / (m ? h ) ， 满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 （2）出口堰高 hwhw = hL ? how对平直堰 how = 0.00284 E (Lh / l w )2 / 32 由 lw / D = 0.6 及 Lh / lw.5 = 8.24 / 0.96 2.5 = 9.13 ，查化工原理课程设计图5-5 得 E = 1 ，于是：how = 0.00284 × 1 × (8.24 / 0.96)2/3= 0.0119m & 0.006m （满足要求）hw = hL ? how = 0.06 ? 0.0119 = 0.0481m（3）降液管的宽度 Wd 和降液管的面积 A f 由 lw / D = 0.6 ，查化原下 P147 图 11-16 得 Wd / D = 0.11, A f / AT = 0.056 ， 即：Wd = 0.176m ， AT = 0.785 D 2 = 2.01m 2 ， A f = 0.11256m 2 。液体在降液管内的停留时间τ = A f H T / Ls = 0.11256 × 0.45 / 0.00229 = 22.12s & 5s （满足要求）（4）降液管的底隙高度 ho 液体通过降液管底隙的流速一般为 0.07~0.25m/s，取液体通过降14′ 液管底隙的流速 u o = 0.08m/s ，则有：ho = Ls 0.00229 = = 0.0298m （ ho 不宜小于 0.02~0.025m，本结果 ′ l w uo 0.96 × 0.08满足要求） 2.塔板布置 （1）边缘区宽度 Wc 与安定区宽度 Ws 边缘区宽度 Wc ：一般为 50~75mm，D &2m 时， Wc 可达 100mm。 安定区宽度 Ws ：规定 D & 1.5 m 时 Ws = 75 mm； D & 1.5 m 时 Ws = 100 mm； 本设计取 Wc = 60 mm， Ws = 100 mm。 （2）开孔区面积 Aaπ 2 ?1 x ? ? Aa = 2 ? x R 2 ? x 2 + R sin 180 R? ? ? π 0.524 ? ? = 2 ?0.524 0.74 2 ? 0.524 2 + × 0.74 2 sin ?1 180 0.740 ? ? ? 2 = 1.408m式中： x = D / 2 ? (Wd + Ws ) = 0.8 ? (0.176 + 0.100) = 0.524mR = D / 2 ? Wc = 0.8 ? 0.060 = 0.740m3.开孔数 n 和开孔率 φ 取筛孔的孔径 d o = 5mm ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ = 3mm ，且取 t / d o = 3.0 。故孔心距 t = 3 × 5 = 15mm 。? 1155 × 103 ? ? 1155 × 103 ? ? ? Aa = ? ? × 1.408 = 7228 （孔） 每层塔板的开孔数 n = ? ? ? 152 ? t2 ? ? ? ?每层塔板的开孔率 φ = 要求）(t / d o )0.9072=0.907 = 0.101（ φ 应在 5~15%， 故满足 32每层塔板的开孔面积 Ao = φAa = 0.101 × 1.408 = 0.142m 215气体通过筛孔的孔速 uo = Vs / Ao = 1.804 / 0.142 = 12.70m/s （三）筛板的流体力学验算 1.塔板压降 (1)由 d 0 / δ = 5 / 3 = 1.67 查图 5-10 得 c0 =0.772?u ? ρ ? 12.70 ? 2.88 hc = 0.051? o ? V = 0.051? = 0.0468m ? ?C ? ρ ? 0.772 ? 850.19 ? o? L2 2(2)气体通过液层的阻力 hl 由下式计算h =βhlLua=A ?AT a vVs f=1.804 = 0.95 m/s 2.01 ? 0.11256F =u ρ0= 0.95 2.88 = 1.61kg 1/ 2 /( s ? m1/ 2 )查表 5-11，得β=0.57.h =βhlL= β (hw + how) = 0.57(0.0481 + 0.0119) = 0.0342m液柱（3）液体表面张力的阻力 hδ 计算 液体表面张力所产生的阻力hδ 由下式计算hδ ρ g dL=4δ L=04 × 20.67 × 10 ?3 = 0.0020m液柱 850.19 × 9.81 × 0.005气体通过每层塔板的液柱高度为h p = hc + hl + hσ = 0.0468 + 0.0342 + 0.0020 = 0.083m 液柱气体通过每层塔板的压降为?p p = ρ L gh p = 850.19 × 9.81 × 0.083 = 692.25Pa = 0.69kPa & 0.7kPa （满足工艺要求） 2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，16故可忽略液面落差的影响。 3.液沫夹带5.7 × 10 ?6 ? u a eV = ? σ ? HT ? h f ? ? ? ? ?3.2式中： h f = 2.5hL =2.5×0.06=0.153.2 5.7 × 10 ?6 ? u a ? 5.7 × 10 ?6 ? 0.95 ? eV = ? ? = σ 20.67 × 10 ?3 ? 0.45 ? 2.5 × 0.06 ? ? ? ? HT ? hf ? ? ? = 0.011kg液/kg气 & 0.1kg液/kg气（满足要求） 3.2在本设计中液沫夹带量在允许范围中。 4.漏液 漏液点的气速 u omu om = 4.4C o(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV = 4.4 × 0.772 (0.0056 + 0.13 × 0.06 ? 0.002 )850.19 / 2.88uo 12.7 = = 2.04 & 1.5 （不会产生过量液漏） u om 6.24= 6.23m/s筛板的稳定性系数 K = 5.液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度H d ≤ Φ ( H T + hw )苯―氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5Φ(H T + hw ) = 0.5(0.45 + 0.0481) = 0.25m而 H d = h p + h L + hd 板上不设进口堰，则? L ? ? 0.00213 ? hd = 0.153? s ? = 0.153? ? = 0.001m ?l h ? ? 1.12 × 0.0238 ? ? w o? H d = 0.083 + 0.06 + 0.001 = 0.144m172 2H d ≤ Φ (H T + hw ) 成立，故不会产生液泛。七．塔板负荷性能图 1.液沫夹带线（1） 以 ev = 0.1kg液 / kg 气为限，求V s _ Ls 关系如下5.7 × 10 ?6 ? u a ev = ? σ ? HT ? h f ? ? ? ? ?3.2（7-1） 式中： u a =Vs Vs = = 0.53Vs AT ? A f 2.01 ? 0.11256h f = 2.5hL = 2.5(hw + how )? ? 3600 Ls = 2.5?0.0481 + 0.00284 E ? ? l ? w ? ?? ? ? ?2/3? ? ? ?2/3 ? ? 3600 Ls ? ? = 2.5?0.0481 + 0.00284 × 1? ? ? ? 0.96 ? ? ? ? ? 2/3 = 0.12 + 1.71LS将已知数据代入式（7-1）5.7 × 10 ?6 20.67 × 10 ?3 ? ? 0.53Vs ? 2/3 ? ? 0.5 ? 0.12 ? 1.71Ls ?3.2= 0 .1Vs = 4.524 ? 20.359 L2 / 3 s（7-2） 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依式（7-2）算出对应的 Vs 值列 于下表： 表 7-1Ls , m 3 /s0.00050.0050.010.0150.0218Vs , m 3 /s4.3963.9293.5793.2863.024依据表中数据作出雾沫夹带线（1） 2.液泛线（2）Φ (H T + hw ) = h p + hw + how + hd（7-3）how ? 3600 Ls = 0.00284 E ? ? l w ? 2/3 = 0.6855 Ls2? ? ? ?2/3? 3600 Ls ? = 0.00284 × 1? ? ? 0.96 ?2/3?u ? hc = 0.051? o ? ?C ? ? o?? ρV ? ?ρ ? L? V ? ? ? = 0.051? s ? ? ?C A ? ? ? o o?22? ρV ? ?ρ ? L? ? ? ?Vs ? ? ? 2.88 ? = 0.051? ? ? ? ? 0.772 × 0.142 ? ? 850.19 ? = 0.01438Vs2hl = β (hw + how ) = 0.57 0.0481 + 0.6855L2 / 3 s = 0.02742 + 0.3907 L2 / 3 shσ = 0.002()h p = hc + hl + hσ = 0.01438Vs2 + 0.3907 L2 / 3 + 0.02942 s? L ? Ls ? ? 2 hd = 0.153? s ? = 0.153? ? = 186.95 Ls ?l h ? ? 0.96 × 0.0298 ? ? w o?2 20.5(0.45 + 0.0481) = 0.01438Vs2 + 0.3907 L2 / 3 + 0.02942 + 0.0481 s + 0.6855L2 / 3 + 186.95 L2 s sVs2 = 11.93 ? 74.84 L2 / 3 ?
s s()（7-4） 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依式（7-4）算出对应的 Vs 值列 于下表： 表 7-219Ls , m 3 /s Vs , m 3 /s0.0.005 3.0690.01 2.6750.015 2.110.02 1.1依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3） 以θ =AH Lf st=5 0.45 × 0.11256 = 0.01m 3 /s 5Ls ,max =H T Afθ=（7-5） 4.漏液线（气相负荷下限线） （4）hL = hw + howhow = 0.00284 E (Lh / l w )2/3漏液点气速u om = 4.4Co(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV2 ? ? ? ? ? Lh ? 3 ? ? ? ? ? ?h ?ρ / ρ ?0.0056 + 0.13?hw + 0.00284 E ? δ ? ? ? L V ? ? ? Lw ? ? ? ? ? ? ?Vs , min= 4.4 C 0 A02 ? ? ? ? ? 3600 Ls ? 3 ? ? ? ?0.0481 + 0.00284 × 1 × ? ? = 4.4 × 0.772 × 0.142 ?0.0056 + 0.13 ? 0.96 ? ? ? 0.002?850.19 / 2.88 ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?整理得：Vs2min = 6.103L2 / 3 + 0.59 , s（7-6）20在操作范围内，任取几个 Ls 值，依式（7-6）算出对应的 V s 值列 于下表： 表 7-3Ls , m 3 /s Vs , m 3 /s0.0.001 0.650.01 0.870.015 0.96依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5） 取平堰堰上液层高度 how = 0.006 m， E ≈ 1.0 。how ? 3600 Ls ,min = 0.00284 E ? ? lw ? ? ? ? ?2/3? 3600 Ls ? = 0.00284 × 1? ? ? 0.96 ?2/3= 0.006Ls ,min = 8.19 × 10 ?4 m 3 /s（7-7）图 7-1 精馏段筛板负荷性能图21在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图 可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查 得 Vs,max=3.17m3/s Vs,min=0.65m3/s 故操作弹性为： V s ,max =4.88Vs ,min八．附属设备的的计算及选型 (一）塔体总高度 板式塔的塔高如图 8-1 所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式 决定：' H = H D + ( N p ? 2 ? S ) × HT + S × HT + H F + H B(8-1) 式中 HD――塔顶空间，m； HB――塔底空间，m； HT――塔板间距，m； HT’――开有人孔的塔板间距，m； HF――进料段高度，m； Np――实际塔板数； S――人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） 。 （二）塔顶空间 HD 塔顶空间（见图 8-1）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为22利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取 HD 为 （ 1.5～2.0）HT。若图 8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据 除沫器的安装要求确定塔顶空间。 （三）人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不 需要经常清洗的物料， 可隔 8～10 块塔板设置一个人孔； 对于易结垢、 结焦的物系需经常清洗，则每隔 4～6 块塔板开一个人孔。人孔直径 通常为 450mm（本设计取 600mm） 。23图 8-1 板式塔总体结构简图24（四）塔底空间 HB 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定： 当进料有 15 分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取 3～5 分钟，否则需有 10～15 分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔 底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取 3～5 分钟；对易 结焦的物料，停留时间应短些，一般取 1～1.5 分钟。 精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再 沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备 本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下 面简要介绍。 （五）冷凝器 按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。 1.整体式 如图 8-2(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的 优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不 便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板 与冷凝器间距离，导致塔体过高。 该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。25图 8-2 冷凝器的型式 2.自流式 如图 8-2（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变 台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 3.强制循环式 如图 8-2（d）（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附 、 近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用 泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝 液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 4.管壳式换热器的设计与选型 管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积， 进 而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。 5.流体流动阻力（压强降）的计算26（1）管程流动阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力 ΣΔpi 等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况 下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为Σ?pi = (?p1 + ?p2 ) Ft N s N p(8-2) 式中： ΔP1、 2――分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降， ΔP P a； Ft――结垢校正因数， 对Φ25mm×2.5mm 的管子取 1.4； 对Φ19mm ×2mm 的管子取 1.5； NP――管程数； Ns――串联的壳程数。 上式中直管压强降ΔP1 可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的 压强降ΔP2 由下面的经验公式估算，即? ρu 2 ? ?p2 = 3 ? ? ? 2 ?（8-3） （2）壳程流动阻力 壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降 ΔP0 的公式，即Σ?p0 = ?p1’+ ?p2’ S N S （ ）F（8-4）27式中ΔP1’――流体横过管束的压强降，Pa； ΔP2’――流体通过折流板缺口的压强降，Pa； FS――壳程压强降的结垢校正因数；液体可取 1.15，气体可取1.0。?p1' = Ff 0 nc ( N B + 1)ρ u 202 2h ρ u 2 0 ?p2 ' = N B (3.5 ? ) D 2（8-5） 式中： F――管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列 F=0.5，对转角三角形为 0.4，正方形为 0.3； f0――壳程流体的摩擦系数； Nc ――横过管束中心线的管子数；Nc 值可由下式估算： 管子按正三角形排列： nc = 1.1 n 管子按正方形排列： nc = 1.19 n 式中： n――换热器总管数。 NB――折流挡板数； h――折流挡板间距； u0――按壳程流通截面积 A0 计算的流速， 而 A0=h(D-ncd0)。 m/s， 6.管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (1)计算并初选设备规格 a．确定流体在换热器中的流动途径 b．根据传热任务计算热负荷 Q。 c．确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算28定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。 d．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于 0.8 的原则， 决定壳程数。 e．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传 热系数 K 值。 f．由总传热速率方程 Q = KSΔtm，初步计算出传热面积 S，并确 定换热器的基本尺寸（如 D、L、n 及管子在管板上的排列等） ，或按 系列标准选择设备规格（2）计算管程、壳程压强降 根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检 查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流 速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计 算压强降直至满足要求为止。 （3）核算总传热系数 计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻 Rsi 和 Rso，在计算 总传热系数 K’，比较 K 的初设值和计算值，若 K’ /K=1.15～1.25， 则初选的换热器合适。否则需另设 K 值，重复以上计算步骤。 7.再沸器 精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制 循环再沸器。 （1）釜式式再沸器 如图 8-2（a）和（b）所示。 （a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸 腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管29际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分 液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出 口与垂直塔板之间的空间至少停留 8～10 分钟，以分离液体中的气 泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管 束上方至少有 300mm 高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管 束直径的 1.3～1.6 倍。 （b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面 维持在容积的 70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精 馏中。 （2）热虹吸式再沸器 如图 8-2（c）（d）（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生 、 、 的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液 体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这 种型式再沸器汽化率不大于 40%，否则传热不良。 （3）强制循环再沸器 如图 8-2 中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵 强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循 环量。 原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器 的制约条件那样多，可按传热原理计算。30图 8-2 再沸器的型式8.接管直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：d= 4VS πu式中：VS――流体体积流量，m3/ s； u――流体流速，m/ s； d――管子直径，m。 （1）塔顶蒸气出口管径 DV 蒸气出口管中的允许气速 UV 应不产生过大的压降，其值可参照表 8-1。31表 8-1 蒸气出口管中允许气速参照表 操作压力（常压） 蒸汽速度/m/s （2）回流液管径 DR 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为 0.2～ 0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度 可取 1.5～2.5m/s。 （3）进料管径 dF 料液由高位槽进塔时，料液流速取 0.4～0.8m/s。由泵输送时， 流速取为 1.5～2.5 m/s。 （4）釜液排除管径 dW 釜液流出的速度一般取 0.5～1.0m/s。 （5）饱和水蒸气管 饱和水蒸气压力在 295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为 20～40m/s；表压在 785 kPa 以下时，流速取为 40～60m/s；表压在 2950 kPa 以上时，流速取为 80m/s。 9.加热蒸气鼓泡管 加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热 时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液 中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径32常压 12～20Pa 30～50＞6000Pa 50～70小时， 汽泡分布的更均匀。 但太小不仅增加阻力损失， 而且容易堵塞。 其孔直径一般为 5～10mm，孔距为孔径的 5～10 倍。小孔总面积为鼓 泡管横截面积的 1.2～1.5 倍，管内蒸气速度为 20～25m/s。加热蒸 气管距釜中液面的高度至少在 0.6m 以上，以保证蒸气与溶液有足够 的接触时间。 10.离心泵的选择 离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行： （1）确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定， 如果流量在一定范围内波 动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利 方程计算在最大流量下管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已 确定的流量 Qe 和压头 He 从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。 显然， 选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量 Qe 和压 头 He 完全相符， 且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量， 所选泵 的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即 点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的 H-Q 曲线下方。 另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。 （3）核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时，可按 N = QH ρ , kW 核算泵的轴功102η率。33综上，所设计筛板的主要结果汇总于下表：筛板塔设计计算结果序号 1 2 3项目 平均温度 tm，℃ 平均压力 Pm，kPa 气相流量 Vs，(m3/s)数值 84 107.4 1.804344 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25液相流量 Ls，(m3/s) 实际塔板数 Np 有效段高度 Z，m 塔径 D，m 板间距 HT，m 溢流形式 降液管形式 堰长 lw，m 堰高 hw，m 板上液层高度 hL，m 堰上液层高度 how，m 降液管底隙高度 ho，m 安定区宽度 Ws，m 边缘区宽度 Wc，m 开孔区面积 Aa，m2 筛孔直径 d0，m 筛孔数目 n 孔中心距 t，m 开孔率φ，% 空塔气速 u，m/s 筛孔气速 u0，m/s 稳定系数 K0..35 1.542 0.45 单溢流 平顶弓形 0.96 0. 0.8 0.1 0.06 1.408 0.005
10.1 0. 2.043526 27 28 29每层塔板压降△Pp，Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带 eV， （kg 液/kg 气）690 液泛控制 漏液控制 0.01130 31 32气相负荷上限 Vs,max，m3/s 气相负荷下限 Vs,min，m3/s 操作弹性3.17 0.65 4.877设计评述一．设计原则确定 工程设计本身存在一个多目标优化问题， 同时又是政策性很强的 工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达 到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原 则，具体考虑以下几点。 1． 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。 由于工业36上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的 操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安 装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 2． 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用 塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的 消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择 合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少 冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增 加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 3． 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露， 生产和使用易燃物料车间的电器均应 为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应 具有一定刚度和强度。 二．操作条件的确定 结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。 1. 操作压力 精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时， 必须根据所处理物料的性质， 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性 进行考虑。 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的 物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。37对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物 性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情 况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压精 馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或 可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于 本设计中要求分离的苯-氯苯物系，应采用常压操作。 2. 进料状态 进料状态与塔板数、 塔径、 回流量及塔的热负荷都有密切的联系。 在实际的生产中进料状态有多种， 但一般都将料液预热到泡点或接近 泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受 季节气温的影响。 此外， 在泡点进料时， 精馏段与提馏段的塔径相同， 为设计和制造上提供了方便。因此，本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。 3. 加热方式 精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也 可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液 的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热， 由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损 失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板 数稍有增加。所以，本设计中采用间接蒸汽加热。 4. 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选38用冷冻盐水或深井水作冷却剂。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的 消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温 度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的 无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。综合考虑 经济成本，本设计用常温水作冷却剂。 5. 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节 约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流 比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。设计感想 作为一名制药专业大三的学生，一直进行着基础课程的学习， 《化工原理》就是其中一门工科类的基础课程，它更偏向于实际生产 的运用，而我们学习的都是书本上的理论知识，对实际工业生产中设 备的设计与计算并不熟悉， 这次的课程设计就给了我们一次把书本中 的知识联系到实践中去的机会， 通过这次课程设计使我充分认识到化 工原理课程的重要性和实用性， 也让我明白了书本上学习到的知识只 是实际应用中的皮毛而已， 有更多的实际生产问题是书本上的理论解 决不了的。 化工原理课程设计的主要内容是进行有关工艺计算与设备的结 构设计， 还要求画出工艺流程图和设备主要构型图， 它与一般的习题、39大作业有着明显的不同，因为它涉及的知识范围更广，要求更高。资 料、数据的收集，流程方案的确定，操作参数的选择，工艺和设备的 计算等，单凭所学教科书是难以解决的，它要求设计小组中每个成员 均要去查阅一定的资料、文献，并结合在化工原理课程中所学习过的 理论知识及已修课程(如化学，物理化学，工程制图、分离技术等) 的基础之上做综合运用。经过了为期数周的课程设计，可以说已经饱 尝了辛酸与喜悦共进的滋味。 这次课程设计使我对精馏原理及其操作各方面有了较深入的了解 并且参与了设计之后才知道， 要设计好一个设备光是书上的公式还不 够，还要查阅一些专门的手册和一定的实践经验，否则设计出来的设 备仅仅是图纸而已，根本不能用于工业生产。在老师和同学的帮助， 我们及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了 很多重要的知识， 同时也提高了自己的实际动手和灵活整合运用知识 的能力 。虽然整体设计我基本满意，但由于缺乏经验难免会有不足 之处，请老师批评指正。40
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