苯|氯苯蒸馏塔工艺及冷凝器设计.doc

新疆工程学院2013年毕业论文（设计）职称苯-氯苯精馏塔工艺及冷凝器设计煤炭深加工与利用学生姓名学生编号2010231118团队成员指导老师完成日期2013-4-8新疆工程学院办公室学术事务印刷了新疆工程学院的毕业论文（设计）任务书. 10-4（1）煤炭深加工利用名称邹成龙日期2013-3-20 1.设计（论文）标题: 苄基氯苯蒸馏塔工艺冷凝器的选择设计2.设计（论文）要求: （1）学生应在老师的指导下按时完成规定的内容和工作量，并独立完成. （2）选题具有一定的理论意义和实践价值，必须与研究的相关. （3）设计任务清晰，思路清晰. （4）设计方案的分析和论证，原理的总结，计划方法的编制和依据是充分可靠的. （5）格式规范，严格按部门制定的设计格式模板调整格式. （6）所有学生必须在规定的时间内提交论文的初稿. 3.论文日期（设计）: 任务发布日期2013.2.20完成日期2013.4.84，指导老师签名: 新疆工程学院毕业论文（设计）等级评估报告序列号得分指数具体要求得分范围得分1学习态度努力学习，遵循纪律严谨，务实的作风，按时完成规定的任务.

0-10分2能力和质量调查与演示可以独立地参考文献并从事其他形式的调查，可以更好地理解设计任务并提出实施计划，并具有分析和整理各种类型信息的能力. 从中获得新知识. 0-15分综合能力设计可以利用所学到的知识和技能，具有一定的见识和实用价值. 0-25分论文（设计）质量计算准确，可靠，依据合理，分析逻辑清晰，正确合理，0-20分3工作量大，工作量大，满足要求的字数要求. 图（表）符合要求. 0-15分4严格的写作质量结构，流利的写作，语言符合技术规范，图表清晰，笔迹整齐，书写格式规范，0-15分，总计0-100分评论: 成就: 审稿人（签名）: 日期: 辩论情况是清晰，完整，流利，简明，清晰，完整，完整，熟悉内容，基本完整，熟悉内容，不熟悉内容，提问，回答问题，正确和基本正确的，一般错误，原则性错误，无答案. 委员会主任签署: 年，月，日，苯-氯苯蒸馏塔工艺和冷凝器选择设计编号: 2010231118学生: 邹成龙（新疆工程学院，830091）摘要: 在给定的工艺条件下，确定设计计划通过对过程流程的理解，设计出以下内容，包括塔机设备概述，过程流程图和过程介绍，过程部件的设计计算，塔机辅助设备的设计计算以及物理特性数据txy图，相平衡xy图，图解法找到理论塔板数图，吻合性能图和阀孔分布图，最后对数据进行汇总.

关键字: 精馏，苯-氯苯，浮球塔目录1概述12工艺流程图和工艺说明12.1工艺流程图12.2工艺流程说明23设备形式选择24工艺计算24.1塔内物料总平衡24.2确定塔数板34.2.1常压下苯-氯苯系统的tx（y）数据和相关数据34.2.2确定工作回流比54.2.3确定工作线方程54.2.4理论塔板数54.2.5实际塔板数64.3塔直径和塔板结构尺寸的确定64.3.1蒸馏段64.3.2蒸馏段154.4塔高244.5精馏装置辅助设备的设计254.5.1接管254.5.2选择储罐274.5. 3冷凝器的选择285设计结果摘要306参考327设计经验338致谢341概述精馏塔是用于精馏的塔式气液接触装置，也称为蒸馏塔. 板式塔和填料塔有两种主要类型. 按运行方式可分为连续蒸馏塔和间歇蒸馏塔. 精馏塔设备的主要工业要求是: （1）生产能力大； （2）传热传质效率高； （3）气流的摩擦阻力低； （4）运行稳定，适应性强，操作灵活性大； （5）结构简单，材料消耗低. 蒸馏的基本原理是部分蒸发液体混合物，利用每种组分的不同（相对α）的特征来实现分离的单元操作.

本节以两组分混合系统为研究对象，蒸汽从塔底进入. 汽化的蒸气与下降的液体逆流接触. 在两相接触期间，下降的液体中的（低沸点）成分连续转移到气相中，而气相中的难挥发（高沸点）成分持续减少. 在液体传输中，气相越接近塔顶，其成分的浓度越高，下降的液体越接近塔底，则其成分越低，从而实现了更高的浓度. 成分分离的目的. 2.1工艺流程图鼓泡点回流图2-1苯-氯苯蒸馏工艺流程图2.2工艺流程图说明⑴原料液: -氯苯的混合液储存在原料储罐中，并通过原料液泵在处理器中预热，然后送到精馏塔进行精馏和分离. from塔顶顶部的蒸汽经冷凝器冷凝后，一部分送至回流罐，回流泵送回精馏塔，产生降液；它的一部分由馏出冷却器冷却，然后送至储罐进行储存和使用. 输送泵输送到下一个过程. ⑶集束塔底部的部分液体被再沸器加热，然后送回精馏塔以提供上升的蒸汽；其中一部分通过塔式釜冷凝器冷却，然后通过塔式釜泵送至储罐进行存储，并由外部泵运输至下一工序. 在原料液体中: 组分A-; B-31,118吨的99％氯苯产品;进入精馏塔的进料液含40％的氯苯（与质量分数相同），其余为苯. 苯含量不大于2％；残留液中氯苯含量不低于99％；原料预热器的选择: 原料液的初始温度为30℃，用中压热水加热，流量为1118，温度为160℃. 进料到沸点.

底部再沸器的选择: 流量为1118，温度为150℃的中压热水塔冷凝器的选择: 塔式冷凝器冷却水的入口温度为30℃精馏塔中冷凝器作用，出口温度为50℃. 它是根据工艺要求进行的: 主题: 原料液体的摩尔质量，原料液体的进料量，因此4.2测定塔板数4.2.1 tx（y）数据及相关常压下苯-氯苯体系的图表4-1图大气压力℃下苯-氯苯体系的tx（y）数据温度（mmHg）xy80.1759147.990501.00007211.00001405.135166381.03781153.182450.96505950.99295755.104828085881177.051650.82738060.95978614.979465490102710710077 .67769610.91037084.83058061001050.4135932960.74 .547480.26186950.60515124.31997441151991.1604546472.933450.18908010.49538004.21023391202249.1603571547.699990.12477510.36926234.10655531252531.61.6512512.574530.06758950.22514904.00848001302840.0342920529225225225-175-300-230-230-300-300-230-230-230-300-300-230-230-300-300-230-230-300-230-300-230-230-300-300-00-300-00-00-00-00 y）顶部入口塔釜4.2.2确定操作根据相对挥发度公式计算出的回流比，根据常压下的苯-氯苯体系基于yx数据，该系统相对挥发度的算术平均值是相平衡线方程是由于气泡点进料引起的，线方程与相平衡线方程的交点为最小回流比. 确定精馏段: 降液的摩尔流量为上升蒸汽的摩尔流量，作为蒸馏段: 降液的摩尔流量为: 上升蒸汽的摩尔流量为: 操作线精馏段的方程和精馏段的操作线方程: 4.2. 4管理有关板数的讨论⑴板数通过逐板计算方法进行计算. 交替计算相位平衡方程，整流截面方程和汽提截面方程. 根据以上计算，所需的理论塔板数为10个塔板，第四个塔板为进料板，精馏段为6个塔板.

⑵理论塔板数的图解法图4-3理论塔板数的图解法4.2.5实际塔板数the在此温度下，总塔效率塔的平均温度为液体，因此液体平均粘度相对挥发度是整个色谱柱的效率⑵实际塔板数精馏区的实际塔板数: 块，蒸馏区的实际塔板数: 块，总块数. 4.3塔直径和塔板结构尺寸的确定4.3.1精馏段⑴精馏段的运行过程条件和相关物性数据的计算①以塔顶顶部的压降为平均压力: 进料的压降板: ②平均温度是通过插值获得的，进料板的最高温度为③塔顶顶部的平均相对分子质量: 进料板: 精馏段气相的平均分子量: 精馏段液相的平均分子量: ④顶部苯的质量分数质量分数: 进料板中苯的质量分数: ⑤平均密度塔顶: 苯和氯苯的密度试验时间和进料板时间: 温度检查时苯和氯苯的密度是精馏段中的液体. e平均密度气相平均密度⑥液相平均表面张力计算塔顶液相平均表面张力. 因此，将苯和氯苯的液体表面张力计算为进料板的液相的平均表面张力. 因此，苯和氯苯的液体表面张力分别是精馏段的平均表面张力: the塔的液体顶部的平均粘度: 在研究时分别获得了苯和氯苯的粘度，因此将塔顶液体的平均粘度送入塔板中: 分别求出温度时苯和氯苯的粘度，因此，塔板的平均粘度为精馏段中液体的平均粘度. the精馏段中的气体体积流量: ⑨精馏段中的液体体积流量: 塔直径确定板之间的距离，并且板上的上清液层的高度是分离空间的原因，其中C是由[化学原理]卷6确定的. 下卷中的8-13 Smith相关图. 史密斯相关图的安全系数为0.7，空塔的气体速度为: 根据标准塔直径进行四舍五入，而塔的横截面积为: 此时，气体速度为经营. （3）溢流装置采用单溢流平顶弧形溢流堰，弓形降液管，扁平形液体接收盘，并且没有入口内部堰.

①取堰的长度②通过以下公式计算溢流堰的高度，即: E = 1.025为近似值，因此③弓形降液管的宽度和截面积由[化学原理]确定. 降液管的参数如图8-17所示: 然后: ④液体在降液管中的停留时间的计算使降液管的设计合理. ⑤降液管底部间隙的高度. 液体通过降液管底部间隙的流量一般为，则液体通过降液管底部间隙的流量为（不小于0.02〜0.025m，满足要求）阀的编号安排（制作阀孔分布图）①由于托盘的划分，因此托盘被分成了多个块. 根据查塔板的编号表，该板分为4件. ②确定边缘区域的宽度: 取③计算开口区域的面积. 开孔面积的计算公式为: ④浮子阀的数量n及其布置. 以F1型符号阀，阀孔的直径，初始阀孔的动能因子为例精馏塔中冷凝器作用，因此计划将用于阀孔的空速浮阀的数量由碳钢制成，并布置在等边三角形叉中形状，板的厚度，取决于孔的中心浮动阀的数量是从孔的布局中获得的（请参见精馏段托盘中阀孔的分布图）. 图4-4精馏区塔盘中阀孔的分布图根据塔盘上布置的浮球数重新计算塔. 板的参数. 阀孔气体速度动能因子⑸在精馏区检查塔板的流动性能①检查雾气的夹带量通过塔板上气相的密度和板之间的距离检查塔板的流动长度[化学工程课程设计]图5-37（点载荷因子），根据表5-11提供的数据（物性系数），一般点率小于0.8，所以不会有过多的液体泡沫夹带. ②托盘压降检查a. 气体通过干板降压阀的临界孔速度快于临界孔速度，因此应在浮子阀完全打开时计算干板阻力.

b通过板上的上清液的气体压降c克服表面张力引起的阻力，气体克服液体表面张力引起的阻力通常很小，可以忽略不计d气体通过浮阀并达到设计要求③检查降液管中的液体为了防止降液管溢流，应在降液管中确定清液层的高度，因此不会有降液管洪水. ④严重漏液时止回阀孔的动能因子F0 = 5的相应孔口气体速度: 稳定度，以免发生严重漏液. ⑹板载性能图①根据检查，选择了过多的雾气夹带线当时有一些原因，当时是由于这两个点造成了过量的液体夹带线（a）②液相负荷的下限取自直堰. 该线为液相负荷下线，记为（b）. ③严重泄漏线之间的关系: 当动能因子F0 <5时，将发生严重泄漏，因此取F0 = 5并计算出气体速度在泄漏点. 因此，该线是气相的下限线，记为（c）④液相负荷上限线获得最大的液相负荷流量: 液相负荷上线记为（d） ⑤降液管注水线: 降液管注水条件在运行范围内，任意数值取值，根据上述公式计算表4-2中的相应值. 表4-2根据表4的蒸馏管线的点数据（m / s）00.0020.0040.005（m / s）1.350.950.840.79根据-2的数据使注液管线（e）至（0， 0）和（0.002,1.365）两点，并制成操作线（f）. 图4-5整改情况与实际情况一致图4.3.2汽提段⑴塔蒸馏段的操作过程条件和相关物理性能数据的计算①平均压力取为塔板每一层进料板的压降: 塔底: 平均压降②平均温度是通过插值法获得的. 进料板的温度为③塔底的平均相对分子质量: 进料板: 气相的平均分子量汽提段: 汽提段液相的平均分子量: ④质量分数塔底苯的质量分数: 进料板中苯的质量分数: ⑤平均密度的底部: 苯和氯苯的密度分别是进料板: 苯和氯苯的密度是汽提段液相的平均密度和汽提段气相的平均密度⑥液相的平均表面张力计算塔底液相的平均表面张力.

由此，将苯和氯苯的液体表面张力计算为进料板的液相的平均表面张力. 因此，苯和氯苯的液体表面张力分别为汽提段的平均表面张力: liquid液体的平均粘度塔顶: 研究时的苯和氯苯的粘度分别为，因此将塔底液体送入塔板中: 苯和氯苯在该温度下的粘度如下，因此，塔板的平均粘度为汽提段的平均粘度⑧汽提段的气体体积流量⑨汽提区的液体体积体积⑵色谱柱直径的确定间距，板子上液体层的高度，分离空间是从[化学原理]体积8中获得C的原因. 8-13 Smith相关图，图表的横坐标是Smith相关图. 如果安全系数为0.7，则空塔的气体速度为: 对于塔的整体外观，均采用精馏段和汽提段的塔径. 塔的横截面面积是: 此时正在运行气体速度. 溢流装置采用单溢流平顶圆弧形溢流堰，圆弧形降液管和扁平形液体接收盘，不设内溢流堰. ①取堰的长度②溢流堰的高度通过以下公式计算，即: E = 1.042近似，因此③弧形降液管的宽度和横截面积由[ [化学原理]图8-17中的管参数为: 然后: ④检查液体在降液管中的停留时间，即降液管的设计是否合理. ⑤降液管底部间隙的高度. 液体通过降液管底部间隙的流量一般为，则液体通过降液管底部间隙的流量为（不小于0.02〜0.025m，满足要求）阀门编号安排（制作阀门孔分布图）①托盘的划分.

因此，托盘被分成几块. 根据查塔板的编号表，该板分为4件. ②确定边缘区域的宽度: 取③计算开口区域的面积. 开孔面积的计算公式为: ④浮子阀的数量n及其布置. 以F1型符号阀，阀孔的直径，初始阀孔的动能因子为例，因此计划将用于阀孔的空速浮阀的数量由碳钢制成，并布置在等边三角形叉中形状，板的厚度，取决于孔的中心浮子阀的数量由孔之间的距离决定（请参见剥离部分的阀孔分布图）. 图4-6汽提段的阀孔分布图根据托盘上设置的浮阀数量重新计算托盘参数. 阀孔气体速度动能因子⑸在精馏区检查塔板的流动性能①检查雾气的夹带量通过塔板上气相的密度和板之间的距离检查塔板的流动长度[化学工程课程设计]图5-37（点载荷因子），根据表5-11提供的数据（物性系数），一般点率小于0.8，所以不会有过多的液体泡沫夹带. ②托盘压降检查通过干燥板的气体压力降阀的临界孔速度快于临界孔速度，因此应在浮阀完全打开时计算干燥板阻力. b. 气体通过板上的透明液体的压降. C. 克服表面张力引起的阻力. 气体克服液体表面张力所引起的阻力通常很小，可以忽略不计. d通过浮阀和（满足设计要求）的气体的压降③检查降液管的液体溢流为防止降液管溢流，应在降液管中建立透明层的高度，以免下降会发生. 液体管被溢满. ④严重漏液时止回阀孔的动能因子F0 = 5的相应孔口气体速度: 稳定度，以免发生严重漏液. ⑹板载性能图①根据检查，选择了过多的雾气夹带线前面有液体雾的夹带那时为0，所以此时，从这两点形成了过量的液体夹带线（a）②从液头取液相负荷的下限在直的堰上. 该线为液相负荷下限线，记为（b）. ③严重漏液线的关系: 动能因子F0 <5时，发生严重漏液，取F0 = 5，计算出气体速度在液体泄漏点处，因此该线是气相的下限线，记录为（c）④获得液相最大载荷流量的液相载荷上限线: 该行记录为（d）⑤降液管注水线: 降液管注水的条件在运行范围内，任意数字根据上式，相应值如表4-3所示. 表4-3汽提段注液管线数据（m / s）0.0010.0030.0040.005（m / s）1.381.311.261.23表4-2中的数据为注液管线（e）至（0,0）和（0.00494,2.12），并创建操作线（f）. 图4-7汽提段满足性能要求图4.4塔高精馏塔蒸馏段的有效高度从塔顶开始，每7个塔板打开一个人孔. 直径为0.5m，人孔两板之间的距离为0.7m，因此应增加高度: 塔楼空间为1.5m. 底部空间为1.5m. 停留4分钟确定底部液体储存器的高度. 底部液位和底部托盘之间的距离为1m. 中间有一个人孔.

总塔高4.5精馏装置辅助设备的设计4.5.1接管（1）进料管的质量流量管内的体积流量是管的直径. [化学设备机械基础]表10-6. 进料管的规格为: 内径进料管的实际流量⑵顶部出料管的质量流量内流量管的体积流量为回流管的直径. [化学设备机械基础]表10-6. 顶部排放管的规格为: 排放管的实际流量⑶塔顶顶部的蒸汽流量由管道中蒸汽的质量流量和体积流量测量. [化学设备机械基础]表10-6. 如果采用塔顶蒸汽连接的规格，则管道顶部蒸汽的实际流量为⑷检查顶部回流液量的质量流量和进样口中的蒸汽流量. 管. [化学设备机械基础]表10-6. 采取以下顶部回流液连接规格，然后采用塔顶内径. 顶部回流液体连接的实际流量the釜液排放管的质量检查管中的体积流量和体积流量[化学设备机械基础]表10-6，取釜液排放管规格如，管内径釜液排放管的实际流量⑹塔的入口气体管的质量流量流量管中的蒸汽流量检查[化学设备机械基础]表10-6，取塔以进风管的规格为准，则塔内进风管的管内径实际流量⑺塔釜出水管的质量流量，出水管内流量，回流管内径的流量即为回水管的直径[化学设备机械[基本]表10 -6，塔釜出水管的规格为: 塔内径管出水管的实际流量为4.5.2储罐的选择（1）体积流量r原料储罐已经吃完，因此所需的原料储罐容量（2）塔顶产品储罐的体积流量需要塔顶顶部产品储罐的容积. 塔底部的产品储罐的体积流量需要塔底部的产品储罐的体积. 4.5.3冷凝器的选择以水为冷流体，进水温度，出水温度；苯是一种只有相变的热流体.

塔顶温度和冷凝水被认为是纯苯，也就是说，在相同温度下，塔顶馏出物的比焓是纯苯. [化学原理]附录因此，将塔顶的苯的焓变值设为塔顶热损失的5％，然后检查所需的实际热交换量[化学原理本书表1中的附录V显示了水的平均比热容，因此要使用一定量的冷却剂. 为了提高传热效果，采用逆流传热方法，采用逆流传热系数，传热面积不大于传热温度. 因此，使用固定的管板式热交换器，冷却水通过管侧，苯蒸气通过壳侧. . 请检查《化学原理原理》第1卷第1卷附录V中的[化学工程原理]第4-12卷中当时的水密度，因此需要使用管侧直径带有热交换管的热交换器. 有关模型标准，请参见表格（请参阅[化学原理] -4冷凝式换热器模型参数外壳直径D / mm450管道工艺数1公共压力/ MPa 0.6管道数135管道尺寸/ mm公用面积/30.7管道长度/ m3！ ！

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