苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

课程设计说明书题目苯氯苯分离过程板式精馏塔设计院系化学化工学院专业年级化学2012级姓名王学号121指导教师李副教授2015年10月目录1绪论12设计方案确定与说明121设计方案的选择122工艺流程说明23精馏塔的工艺计算232精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算3321精馏塔平均温度4322气、液相的密度的计算4323混合液体表面张力6324混合物的黏度7325相对挥发度8326气液相体积流量计算833塔板的计算9331操作线方程的计算9332实际塔板的确定1034塔和塔板主要工艺结构尺寸计算11341塔径的计算11342溢流装置13343塔板布置及浮阀数目与排列1535精馏塔塔板的流体力学计算17351精馏塔塔板的压降计算17352淹塔1836塔板负荷性能计算18361雾沫夹带线18362液泛线19363液相负荷上限20364漏液线20365液相负荷下限21366塔板负荷性能图214设计结果汇总表235工艺流程图及精馏塔工艺条件图246设计评述251绪论精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过10M。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。工业生产对塔板的要求主要是通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。本文的主要设计内容可以概括如下1设计方案的选择及流程；2工艺计算；3浮阀塔工艺尺寸计算；4设计结果汇总；5工艺流程图及精馏塔工艺条件图2设计方案确定与说明21设计方案的选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。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。因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。22工艺流程说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。3精馏塔的工艺计算31全塔的物料衡算F原料液流量KMOL/S原料组成KMOLFXD塔顶产品流量KMOL/S塔顶组成KMOLDW塔底残液流量KMOL/S塔底组成KMOLWX料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为7811KG/MOL和11261KG/MOL。01478/90512/0998/35078/15240WDFXX平均摩尔质量HKMOLMLWDF/6078120498617473/5料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件一年以300天。一天以24小时计，有F9000100441125（1044）/78113002413851/全塔物料衡算总物料衡算FDW苯物料衡算044F002D098W联立解得F13851KMOL/HD7809KMOL/HW6059KMOL/H32精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算表31常压下苯氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相800211120012903789006909161300019500723100044707851318001100267061321精馏塔平均温度利用表31中数据由拉格朗日插值法可求得、。FTDWT（1）FT3952670351470261FFTT（2）D48988DD（3）WT1213WWTT（4）精馏段平均温度873409521DFTT（5）提馏段平均温度2612W322气、液相的密度的计算已知混合液密度（质量分率，为平均相对分子质量），BALA1M不同温度下苯和氯苯的密度见表32。表32不同温度下苯和氯苯的密度（）3/MKG温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985混合气密度042TPML（1）精馏段87T液相组成1X780128769021XX气相组成1Y94811YY所以KMOLGMVL/07894052940371（2）提馏段261T液相组成2X240267017091XX气相组成2Y5663822YY所以KMOLGMVL/3791850150442求得在和温度下苯和氯苯的密度。1T87T3/410103987103928/8MKG氯苯氯苯苯苯同理可得，612T3/510MKG氯苯苯在精馏段，液相密度1L31/834106480781527/5270MKGL气相密度V31/781527340MKG在提馏段，液相密度2L32/9551068751797824040/01MKGL气相密度V32/296157342MKG323混合液体表面张力不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。表33苯和氯苯不同温度下的表面张力（）N/温度（）8085110115120131苯212206173168163153氯苯261257227222216204精馏段871T苯的表面张力12037620805苯苯MOLCMVW/64973813氯苯的表面张力；362572810572氯苯氯苯OLO/1607352341063780932016378078122002VXVXXVXWWW4LGL2OWB4310387041739625025410/23/3/3/2QBAVQTMWO联立方程组,LG2SOWSO代入求得37211652062550,4/4/14/MSOSW提馏段62T苯的表面张力；MOLCMVW/368492517,07181625378160苯苯氯苯的表面张力MOLMVO/193425,472276150氯苯氯苯057834078303684721934126184093LGL9667401/2/22QBAOWO联立方程组,LG2SOWSO代入求得370,6SISW求得4519M324混合物的黏度查化工原理附录11可得，871TSMPASMPA350270氯苯苯，262619氯苯苯，精馏段黏度SMPAXX2875013507821氯苯苯提馏段黏度SAXX243012604192氯苯苯325相对挥发度精馏段挥发度由得9,78AAYX062BB所以相对挥发度12478ABXY提馏段挥发度由得560,24AAYX7BB所以相对挥发度034207ABXY326气液相体积流量计算在YX图上，因1Q，查得，而，74EY350FEX97DX故有590309MINEDXYR取1852IN精馏段LRD11878099215/00256/VR1D00473KG/S1181780917024/已知3111/78/40,/904MKGKMOLGMOLMVLV则有质量流量11104939215966930/1111044170241880131/体积流量1160M/H00032M/S111966930833331401111880131373504057/提馏段因本设计为饱和液体进料，所以。1Q0025611385136000064/00473KMOL/S1已知3222/95/379,/68MKGKMOLGMOLMVLV则有质量流量2286360064553/2297370047346/22092/体积流量SMVLSS/412936/05732233塔板的计算331操作线方程的计算精馏段操作线方程40511NDNNXRXY提馏段操作线方程74139MWMML表34相关数据表温度，（）80901001101201301318X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710图31苯氯苯精馏塔理论塔板数图解332实际塔板的确定作图得精馏段理论板数为37块提馏段理论板数为58块（1）精馏段已知SMPAL28750,14所以块，取实际板数为8块4703470925TPEN精（2）提馏段已知495023049,52TLSMPA所以块取实际板数为12块7185TPEN提全塔所需实际塔板数块2018提精PPN全塔效率45102PTNE加料板位置在第10块板。34塔和塔板主要工艺结构尺寸计算341塔径的计算（1）精馏段由，式中C可由史密斯关联图查出VLCUUMAX,806横坐标数值03473895012/12/11VLS初取板间距通常板间距取，则取，板上液层高度64MHT5，则MHL06HHT图32史密斯关联图查史密斯关联图可得0892371082,0802CSMU/3173809MAX取安全系数为07，则空塔气速为S/317AX按标准塔径圆整为16MMUVDS47904横截面积22201685AT实际空塔气速S/701（2）提馏段横坐标数值0715293540/12/2VLS取板间距，则有MHHLT6,450MHHT3964查图可知,0822CMUVDSCS3619043/772950808122MAXAX2202根据顶标准圆整为160M。横截面积220785AT空塔气速SMU/70124342溢流装置（1）堰长WL当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。806取MDLW126506（2）出口堰高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。堰上液高度按公式近似取OWH3/21084WHOWLE1E精馏段MHOWLO46936253/提馏段WLO02017498/2（3）弓形降液管的宽度和横截面积图33关系图、与TFDWADWL/由70812DLW查上图得，15,9ADTF则MWMDF24061,8022验算降液管内停留时间精馏段SLHASTF350241提馏段STF69782停留时间，所以降液管可使用。5（4）降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速，则有SMU/08MULLHWS03681200取MH04提馏段取降液管底隙的流速，则有SMU/08MULLHWS0678125900取MH07因为不小于20MM，故满足要求。0H343塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本塔塔径为，采用分块式塔板，查下表得。塔板为4块。MD61表35不同塔径的分块式塔板数（2）浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子，则孔速为120F01USMUV/673101取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为DV50，所以取阀孔孔径8750/VDMD40850每层塔板上浮阀数目为块（采用型浮阀）1260414021UDVNS1F塔径MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456取边缘区宽度，破沫区宽度。MWC06MWS10计算塔板上的鼓泡区面积，即RXXRAAARCSIN8222其中MWDXRSDC4601206127所以2220417ARCSIN834740AA浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距MT5排间距一般取TM165则排间距MNTA70784考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77MM，而应小些，故取MM，70T按，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中MTT70,5心到塔壁的距离为80MM,与进口堰、溢流堰的距离为90MM,刚开孔部分的长边为，短边为L6418261MWLD9402612所以作图可得浮阀数为205个。按重新计算孔速和阀孔动能因数。05N1734/452801FSMU阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率87120450U提馏段取阀孔动能因数，则120FSMFV/632902每层塔板上浮阀数目为DNS按，估算排间距为MT75MT58207164取，排得阀数为179个。80按重新计算孔速和阀孔动能因数19N281346/36797502FSU阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率241023670U35精馏塔塔板的流体力学计算351精馏塔塔板的压降计算气相通过浮阀塔板的压降可根据计算HHCP1精馏段干板阻力SMUVC/573182582510因为，故10CMGUHLVC036893245742101板上充气液层阻力取ML0365,5010液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为PAGHPLP053983063011提馏段干板阻力SMUVC/47293178582510因，故20CSMGUHLC/029893254742202板上充气液层阻力取MHL03650,502液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为PAGHPML3758920653290352淹塔为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。DLPDWTDHHH即,精馏段单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度MP061液体通过液体降液管的压头损失HLLHWSD804123501530221板上液层高度MHMDL127066,6则取，已选定50HWT94501则HHWT2481可见，所以符合防止淹塔的要求。1TD提馏段单板压降所相当的液柱高度MHP0592液体通过液体降液管的压头损失HLLHWSD807125301530222板上液层高度，则ML6MHD120695取，则50WT243642可见，所以符合防止淹塔的要求。2DHH36塔板负荷性能计算361雾沫夹带线BFLSVLSAKCZ361泛点率由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80计算精馏段64810327280SSLV整理得，即SSL516713SS9由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出。SLSV提馏段648102329580SSV整理得，得SSL159713SSL5精馏段MVS/38158102提馏段SLS/39072362液泛线DLLCDLPWTHHHHNDVULLELGUHSWSWWSLVT203/2020204601842153345精馏段3/212142216804959483805780734520SSSLLV整理得/21121936SSSLV提馏段3/22422618039518935017985034250SSSLLV整理得/222836SSSLV在操作范围内任取若干个值，算出相应的值SV363液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于S。53液体降液管内停留时间S53STFLHA以S作为液体在降液管内停留时间的下限，则5SMLTFS/016354180MAX364漏液线根据，其中0MINAVUSOW3/2210841340870,7,/56WHOWAOOLLOLLEHAC精馏段SMVLS/319260134103提馏段S/327590283精馏段32MIN21IN07612450/02849SSVLWSOSLVLAC同理可得，提馏段32MIN096145SSLV365液相负荷下限取堰上液层高度为作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该06OWH线为与气相流量无关的竖直线06MIN3108423/2WSLLE取，则SMS/0952318420632/MIN由以上作出塔板负荷性能图。51366塔板负荷性能图SL001002003精馏段MINS073607360740精馏段ISV079007900791图34精馏段塔板负荷性能图图35提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。/72301MAXSVS/41083MINSVS所以精馏段操作弹性提馏段操作弹性。978010792浮阀塔的工艺计算结果见下表。表36浮阀塔工艺计算结果计算数据项目符号单位精馏段提馏段备注塔径DM1616板间距THM045045塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速UM/S0707堰长WLM112112堰高HM0046900396板上液层高度M0013100204降液管底隙高度0M004007浮阀数N205179阀孔气速0UM/S544623浮阀动能因子F10501128孔心距TM00750075排间距M007008单板压降PPPA5390053537液体在降液管内停留时间S25301364降液管内清液层高度DHM0127012泛点率58215587气相负荷上限MAXSVM3/S701372气相负荷下限INM3/S088031操作弹性797907分块式塔板等腰三角形叉排，同一横排4设计结果汇总表序号项目精馏段提馏段1平均温度TM8787112262气相流量VSM3/S14143液相流量LSM3/S0003220005974实际塔板数8125精馏塔塔径M16166板间距M0450457溢流形式单溢流单溢流8降液管形式弓形弓形9堰长M11211210堰高M004690039611板上液层高度00600612堰上液层高度M001310020413降液管底隙高度M00400714安定区宽度M010115边缘区宽度M00600616开孔区面积M217217217阀孔直径M00400418阀孔数目20517919孔中心距M0075007520排间距M00700821开孔率128711222空塔气速M/S07007023筛孔气速M/S54462324每层塔板压降KPA0539053525泛点率5832558726负荷上限001630016327负荷下限0000952000095228操作弹性7979075工艺流程图及精馏塔工艺条件图51工艺流程图图51板式精馏塔的工艺流程简图6设计评述本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离原料中含氯苯为045（以下皆为质量分率）的苯氯苯混合液，其中混合液进料量为13838KMOL/H，进料温度为8034摄氏度，要求获得098的塔顶产品和002的塔釜产品,再沸器用2ATM的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质。通过查阅资料，相互讨论，相互学习，对板式精馏塔的设计有了初步想法。在最小回流比的求取中，我们利用苯氯苯溶液体系的汽液相平衡数据，用AUTOCAD作图，再做切线求出最小回流比。据回流比进行物料衡算可以得到摩尔流量、密度、温度等参数，再通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计，最后选择离心泵、换热器等设备进行设备流程图和设备装备图的绘制。CLCCLEARFPRINTFNN基于MATLAB的苯氯苯分离过程板式精馏塔设计计算机辅助设计NFPRINTF按任意键开始NPAUSEFPRINTF全塔物料衡算NFPRINTF按任意键开始NPAUSEM17811M211261M1,M2分别苯和氯苯的摩尔质量KG/MOLXF035XD097XW0014MFM1065M2035MDM1003M2097MWM10986M20014FPRINTF原料液平均摩尔质量MFFKG/MOLN,MFFPRINTF流出液平均摩尔质量MDFKG/MOLN,MDFPRINTF残余液平均摩尔质量MWFKG/MOLN,MWF90001000044/11251044/M1/30024一年以300天，一天以24小时计算FDW044F002D098WFPRINTF原料液摩尔流率FFKMOL/HN,FFPRINTF流出液摩尔流率DFKMOL/HN,DFPRINTF残余液摩尔流率WFKMOL/HN,WFPRINTF按任意键开始NPAUSEFPRINTF精馏平均温度计算NFPRINTF按任意键开始NPAUSETF9539TD8034TW12912T1TFTD/2T2TFTW/2FPRINTF精馏段平均温度T1FN,T1FPRINTF提馏段平均温度T2FN,T2FPRINTF按任意键继续NPAUSEFPRINTF气液相平均摩尔质量计算NFPRINTF按任意键开始NX1078Y1094X1,Y1分别为精馏段液气相组成ML1X111251X17811MV1Y111251Y17811FPRINTF精馏段液相平均摩尔质量ML1FKG/KMOLN,ML1FPRINTF精馏段气相平均摩尔质量MV1FKG/KMOLN,MV1X2024Y2056X2,Y2分别