化工原理课程设计---苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计.doc

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 绪论1、 设计方案的思考 通体由不锈钢制造，塔节规格25100mm、高度0.51.5m，每段塔节可设置12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。2、 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。 流程示意图:冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯 回流原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器氯苯的储罐氯苯 3、 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。第一章 设计任务1、 设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，塔顶馏出液中含苯97%。原料液中含苯为62%,塔底产品2,生产能力65000t/y（以上均为质量%）。2、 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.单板压降不大于0.7kpa；3、 塔板类型 筛板。4、 工作日 每年330天，每天24小时连续运行。5、 厂址 厂址为湖北地区。6、 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。7、 设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，（）8090100110120130131.80.133-1kpa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。第二章 全塔的物料衡算1、 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.5kg/kmol。 2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量mf 78.110.7015(10.7015)112.588.38kg/kmol3、 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：f65000t/y8210kg/h，全塔物料衡算：塔顶产品：f=8210/88.38=92.89kmol/h总物料守衡算： fdw有 0.7015f0.979d0.0286w代入数值：f92.89kg/h d65.77kg/h w27.12kg/h 第三章 塔板数的确定1、 相平衡图 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（mt法）求取，步骤如下： 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。由相平衡数据绘出图，如图： 图1 确定最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在上图中对角线上，自点e（0.7015,0.7015）作垂线ef即为进料线（q线）。该线与平衡线的交点坐标为（xq,yq）,即（0.7015,0.9199）故最小回流比为 考虑到精馏段的操作线离平衡线比较近，故实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即r=2rmin=20.271=0.5422、 求精馏段的气液相负荷 精馏段液体流量：l=rd=0.54265.77=35.65 kmol/h 精馏段气体流量：v=(r+1)d=(0.542+1)65.77=101.42 kmol/h 提留段液体流量：l=l+qf=35.65+92.89=128.54 kmol/h 提留段气体流量：v=v=101.42 kmol/h3、 求理论塔板数 精馏段操作线： 提馏段操作线： 做理论塔板数的图解得：nt =8(包括再沸器)，精馏段nt1 = 2块，nt2=6块，第三块为加料板位置。 图24、 取全塔效率et=48 实际塔板数（近似取两段效率相同） 精馏段：块，取块 提馏段：块，取块 总塔板数块。第四章 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 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏段平均压力 2、 操作温度的计算 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： 假设塔顶的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 故假设正确，塔顶温度为 假设塔顶的进料板温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程和露点方程，得 假设正确，故进料板温度为 假设塔底的泡点温度，则纯组分的饱和蒸气压为对苯 对氯苯 代入泡点方程，得 假设正确，故塔顶温度为精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 3、 黏度的计算 在 时，查得 ，则， 4、 相对挥发度的计算塔顶： 塔底： 全塔平均相对挥发度： 根据奥康奈尔关联法， 故假设成立，总板效率et=0.485、 平均摩尔质量的计算塔顶：由，查平衡曲线得 进料板：由图理论板得，查平衡曲线得 塔底：由图理论板得，查平衡曲线得 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 6、 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 提馏段 （2）液相平均密度计算 塔顶时， 进料板时， 塔底时， 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为7、 液体表面张力的计算双组份混合液的表面张力可如下计算：液相平均表面张力的计算 塔顶时，查得 进料板时，查得 塔底时，查得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 第五章 精馏塔的塔体主要尺寸的设计计算1 塔径的计算（1） 精馏段的气、液相体积流率的计算 由式中c由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 由史密斯关系图得 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后取d=1.0m。塔截面积为： 实际空塔气速 （2） 提馏段的气、液相体积流率的计算由式中c由公式计算，其中可由史密斯关联图查出，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则 由史密斯关系图得 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后取d=1.0m。塔截面积为： 实际空塔气速 2、 精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度： 提馏段的有效高度： 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，则精馏塔的有效高度为： 3、 全塔实际高度的计算： 取进料板板间距为0.8m，人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m，塔顶空间高度为0.7m ，封头高度为0.6m,裙座高度为2.0m,则全塔高度为： 第六章 塔板主要工艺尺寸计算1、精馏段溢流装置的计算 因塔径d=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，才用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得其中e近似取1取板上清夜层高度 ，则 弓形降液管宽度和降液管面积由时，查表得 液体在降液管里停留的时间降液管设计合理降液管底隙高度 （取 ） 故 降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度2、 提馏段溢流装置的计算 因塔径d=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，才用凹形受液盘。各项计算如下：堰长 取溢流堰高度 由，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得其中e近似取1取板上清夜层高度 ，则 弓形降液管宽度和降液管面积由时，查表得 液体在降液管里停留的时间降液管设计合理降液管底隙高度 （取 ） 故 降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度3、 塔板布置的计算 精馏段塔板布置的计算：（1）塔板的分块因d800mm，所以塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取（3）开孔区面积计算开孔区面积式中：（4）筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，故孔心距。每层塔板的开孔数（个）每层塔板的开孔率气体通过筛孔的气速为： 提馏段塔板布置的计算：（1）塔板的分块因d800mm，所以塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取（3）开孔区面积计算开孔区面积式中：（4）筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，故孔心距。每层塔板的开孔数（个）每层塔板的开孔率气体通过筛孔的气速为： 第七章 筛板的流体力学验算1、 塔板压降 精馏段： (1) 干板阻力的计算由查图5-10得=0.772 (2)气体通过液层的阻力计算 m/s 查表，取。故 （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求） 提馏段： (1)干板阻力的计算由查图5-10得=0.772 (2)气体通过液层的阻力计算 m/s 查表，取。故 （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）2、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且计算得到的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。3、 液沫夹带精馏段：式中：故在本设计中液沫夹带量在允许范围中。提馏段：式中：故在本设计中液沫夹带量在允许范围中。4、 漏液的验算精馏段：对于筛板塔，漏液点的气速计算如下：实际孔速筛板的稳定性系数故本设计中无明显漏液。提馏段：对于筛板塔，漏液点的气速计算如下：实际孔速筛板的稳定性系数故本设计中无明显漏液。5、液泛精馏段：为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5 ，则：而板上不设进口堰，则液柱液柱成立故在本设计中不会产生液泛现象。提馏段：为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5 ，则：而板上不设进口堰，则液柱液柱成立故在本设计中不会产生液泛现象。第八章 塔板负荷性能图1、 精馏段塔板负荷性能图： （1） 漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 整理得： 在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表： 0.000420.00150.0030.00450.0060.00680.3080.3220.3350.3450.3540.359依据表中数据作出漏液线1（2） 液沫夹带线（气相负荷上限线）以气为限，求关系如下 式中：将已知数据代入式 0.000420.00150.0030.00450.0060.00681.020.950.870.800.740.72在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：依据表中数据作出液沫夹带线2（3） 液相负荷下限线对于平直堰，取平堰堰上液层高度m。取e=1，则：据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4） 液相负荷上限线以=4s,作为浆液管中停留时间的下限由故： 据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。（5） 液泛线令 联立得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式： 式中： 代入有关数据得： 故：整理得： 在操作范围内，任意取几个值，以上式计算出值，计算结果列表如下： 0.000420.00150.0030.00450.0060.00681.091.040.970.870.760.68依据表中数据作出液泛线5作出负荷性能图如下：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=1.06m3/s vs,min=0.36m3/s故操作弹性为：2、 提馏段塔板负荷性能图：（1） 漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速 整理得： 在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：0.00030.00150.0030.00450.0060.00680.290.310.320.330.340.35 依据表中数据作出漏液线1（2） 液沫夹带线（气相负荷上限线）以气为限，求关系如下 式中：将已知数据代入式 在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：0.000420.00150.0030.00450.0060.00681.151.081.000.940.880.85.31依据表中数据作出液沫夹带线2（3） 液相负荷下限线对于平直堰，取平堰堰上液层高度m。取e=1，则：据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4） 液相负荷上限线以=4s,作为浆液管中停留时间的下限由故： 据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。（5） 液泛线令 联立得： 忽略，将与，与，与的关系式代入上式： 式中： 代入有关数据得： 故：整理得： 在操作范围内，任意取几个值，以上式计算出值，计算结果列表如下： 0.000420.00150.0030.00450.0060.00681.21.151.081.000.910.85依据表中数据作出液泛线5作出负荷性能图如下： 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=1.16m3/s vs,min=0.31m3/s故操作弹性为：符号说明：降液管面积，；塔截面积，；计算时负荷系数，量纲为一；液体表面张力为时的负荷因子，量纲为一；塔顶馏出液流量，；塔径，；筛孔直径，；液流收缩系数，量纲为一；进料流量，；重力加速度，；塔高，或；板间距，；与干板压强相当的液相高度与气相穿过板上液层高度压强降相当的液柱高度，；板上液层高度，； 降液管底隙高度，；堰上液层高度，；与单板压强降相当液层高度，；溢流堰高度，；与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，；塔内下降液体的流量，；液体流量，；塔内下降液体流量，；溢流堰长度，；塔板数；实际塔板数；理论塔板数；筛孔数，个；操作压强，或；压强降，或；进料热状况参数；回流比； 筛板中心距，；空塔气速，；降液管底隙处液体流速，；按开孔流通面积计算气速，；筛板气速，； 漏液点气速，；塔内上升蒸气流量，；塔内上升蒸气流量，；釜残液（塔底产品）流量，；无效区边缘宽度，；弓形降液管宽度，；安定区宽度，；液相中易挥发组分的摩尔分数；气相中易挥发组分的摩尔分数；塔有效高度，；塔板序号；相对挥发度，量纲为一；筛孔流量系数的修正系数筛板厚度，；板上液层充气系数，量纲为一；易挥发组分；难挥发组分；馏出液；原料液；小时；液相密度，；气相密度，；液体表面张力，或；时间，；开孔率；液体密度校正系数；组分序号；液相；平均；最小；最大； 筛板塔设计计算结果序号项目数值1精馏段平均温度tm，87.232提馏段平均温度tm，110.3253全塔平均温度tm，107.0954精馏段平均压力pm，kpa108.055提馏段平均压力pm，kpa114.356精馏段气相流量vs，(m3/s)101.427提馏段气相流量vs，(m3/s)101.428精馏段液相流量ls，(m3/s)35.659提馏段液相流量ls，(m3/s)128.5410精馏段实际塔板数np511提馏段实际塔板数np1312精馏段有效段高度z，m9.613全塔实际高度z，m14.3514精馏段塔径d，m1.015提馏段塔径d，m1.016精馏段板间距ht，m0.3517提馏段板间距ht，m0.3518精馏段溢流形式溢流19提馏段溢流形式溢流20精馏段降液管形式弓形21提馏段降液管形式弓形22精馏段堰长lw，m0.6623提馏段堰长lw，m0.6624精馏段堰高hw，m0.046225提馏段堰高hw，m0.03226精馏段板上液层高度hl，m0.05527提馏段板上液层高度hl，m0.05528精馏段堰上液层高度how，m0.008829提馏段堰上液层高度how，m0.01830精馏段降液管底隙高度ho，m0.0216531提馏段降液管底隙高度ho，m0.02332精馏段安定区宽度ws，m0.0733提馏段安定区宽度ws，m0.05534精馏段边缘区宽度wc，m0.0535提馏段边缘区宽度wc，m0.0336精馏段开孔区面积aa，m20.53137提馏段开孔区面积aa，m20.56038精馏段筛孔直径d0，m0.00539提馏段筛孔直径d0，m0.00540精馏段筛孔数目n272641提馏段筛孔数目n272642精馏段孔中心距t，m0.01543提馏段孔中心距t，m0.01544精馏段开孔率，%10.145提馏段开孔率，%10.146精馏段空塔气速u，m/s0.72747提馏段空塔气速u，m/s0.655248精馏段筛孔气速u0，m/s14.449提馏段筛孔气速u0，m/s13.650精馏段稳定系数k1.9151提馏段稳定系数k1.9752精馏段每层塔板压降pp，pa68153提馏段每层塔板压降pp，pa69854精馏段负荷上限液泛控制55提馏段负荷上限液泛控制56精馏段负荷下限漏液控制57提馏段负荷下限漏液控制58精馏段液沫夹带ev，（kg液/kg气）0.012459提馏段液沫夹带ev，（kg液/kg气）0.013560精馏段气相负荷上限vs,max，m3/s1.0661提馏段气相负荷上限vs,max，m3/s1.1662精馏段气相负荷下限vs,min，m3/s0.3663提馏段气相负荷下限vs,min，m3/s0.3164精馏段操作弹性2.9465提馏段操作弹性3.74 结论 本化工原理课程设计通过给定的生产操作条件设计苯氯苯物系的筛板精馏塔。通过设计，初步掌握了精馏塔设计的一般过程，深化了精馏原理的理解，对明年的毕业设计打下了坚实的基础；通过查资料对塔设备的内外结构都有了进一步的认识。对于这次的课程