苯-氯苯分离精馏塔设计.docx

兰州大学化学化工精馏塔设计苯-氯苯分离精馏塔设计兰州大学2011级化学工程与工艺班 周荣荣指导老师：严世强2013/12/24苯-氯苯分离精馏塔设计目录苯-氯苯分离精馏塔设计1设计任务书11.1.1设计题目11.1.2设计任务及操作条件1设计工艺计算22设计方案的确定22.1操作压力22.2进料状况22.3加热方式22.4冷却方式22.5热能利用23精馏塔的物料衡算33.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率33.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量33.3物料衡算34塔板数的确定44.1理论板层数NT的求取44.2实际板层数的求取65精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算75.1操作压力计算75.2操作温度的计算75.3平均摩尔质量计算85.4平均密度计算95.4.1气相平均密度计算95.4.2液相平均密度计算95.5液体平均表面张力计算105.6液体平均粘度计算106精馏塔的塔体工艺尺寸的计算116.1塔径的计算116.1.1精馏段塔径116.1.2提馏段塔径136.2精馏塔有效高度的计算146.3精馏塔实际高度的计算147塔板主要工艺尺寸的计算147.1溢流装置计算147.1.1精馏段溢流装置计算157.1.2提馏段溢流装置计算167.2塔板布置177.2.1精馏段塔板布置177.2.2提馏段塔板布置188筛板的流体力学验算208.1塔板压降208.1.1精馏段塔板压降208.1.2提馏段塔板压降218.2液面落差228.3液沫夹带228.3.1精馏段液沫夹带228.3.2提馏段液沫夹带228.4漏液238.4.1精馏段漏液238.4.2提馏段漏液238.5液泛248.5.1精馏段液泛248.5.2提馏段液泛249塔板负荷性能图259.1精馏段塔板负荷性能图259.1.1液沫夹带线259.1.2液泛线259.1.3漏液线279.1.4液相负荷下限线279.1.5液相负荷上限线289.2提馏段塔板负荷性能图299.2.1液沫夹带线299.2.2液泛线299.2.3漏液线309.2.4液相负荷下限线319.2.5液相负荷上限线3110筛板塔的工艺设计计算结果总表33其他设备的选型3411塔顶冷凝器的选择34总结感想35符号说明3738设计任务书1.1.1 设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计1.1.2 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯40%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于95%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为3 万吨/年，原料液，每年工作日为300 天。4. 操作条件：（1） 塔顶压强4kPa（表压）；（2） 进料热状态自选；（3） 回流比自选；（4） 加热蒸汽低压蒸汽；（5） 单板压降 0.7kPa。设计工艺计算2 设计方案的确定2.1 操作压力本次设计为一般物料因此，采用常压操作。2.2 进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料。2.3 加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式。2.4 冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。2.5 热能利用蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：苯和氯苯的物理性质见下表1表1 苯和氯苯的物理性质 组分分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力kpa苯C6H678.1180.1288.56833.4氯苯C6H5Cl112.56131.8359.245203 精馏塔的物料衡算3.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量 MB=112.56kg/kmol3.2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.3 物料衡算原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立可得 4 塔板数的确定4.1 理论板层数NT的求取由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据,绘制xy图，见表2表2 苯氯苯物系的气液平衡数据8090100110120130131.8101.0136.66180.0234.6300.3378.65386.6519.6627.3339.4853.3373.0295.86101.331.0040.6770.4400.2650.1250.01901.0010.9130.7820.6130.3690.07205.137 5.000 4.559 4.399 4.113 3.950 3.816 图1 苯氯相平衡曲线图图2 苯氯双组分溶液的温度-组成图该物系的平均相对挥发度为： 求最小回流比及操作回流比由于泡点进料（） 得由可得取操作回流比为：求精馏塔的气、液相的负荷：求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为求相平衡方程逐板法求理论板层数，结果见表3表3 理论板计算结果y10.965y50.780y90.139x10.862x50.446x90.035y20.924y60.700y100.039x20.734x60.347x100.009y30.872y70.540y11x30.607x70.211x11y40.820y80.322yx40.509x80.097x解得所要总理论板层数 块（含塔釜）进料板的位置 4.2 实际板层数的求取由图1温度组成图查出（可依据操作压力，由泡点方程，安托因方程通过试差计算。本设计直接查温度组成图，其结果误差不大。）由上可知塔顶、塔底的平均温度且对应的查化学化工物性数据手册得 所以由求得再由可得精馏段实际板层数提馏段实际板层数块（不含塔釜）5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算5.1 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 5.2 操作温度的计算由图1温度组成图查出精馏段平均温度 提馏段平均温度 5.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，代入平衡曲线方程，得进料板平均摩尔质量计算由逐板法计算结果（见表3）可知塔底平均摩尔质量计算由逐板法计算结果（见表3）可知精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量5.4 平均密度计算5.4.1 气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即5.4.2 液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得，所以进料板液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得进料板液相的质量分率塔底液相平均密度的计算由，查化学化工物性数据手册得精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为5.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式，即塔顶液相平均表面张力的计算由，查化学化工物性数据手册得进料板液相平均表面张力的计算由，查化学化工物性数据手册得塔底液相平均表面张力的计算由，查化学化工物性数据手册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5.6 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由，查化学化工物性数据手册得进料板液相平均粘度的计算由，查化学化工物性数据手册得塔底液相平均粘度的计算由，查化学化工物性数据手册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6 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算6.1 塔径的计算6.1.1 精馏段塔径精馏段的气、液相体积流率为由,式中C由计算，其中C20由图3筛板塔泛点关联图查图横坐标图3 筛板塔泛点关联图初选板间距，取板上液层高度，故查关联图得，取安全系数为0.7，则空塔气速为所以，塔径圆整为0.7m塔截面积为实际空塔气速为6.1.2 提馏段塔径提馏段气、液相体积流率为由,式中C由计算，其中C20由图3筛板塔泛点关联图查图横坐标初选板间距，取板上液层高度，故查关联图，得取安全系数为0.7，则空塔气速为所以，塔径圆整为0.7m塔截面积为实际空塔气速为6.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方、塔下部各开一人孔，其高度为700mm则，有效塔高6.3 精馏塔实际高度的计算塔底空间取储存液量停留停留5min塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.12.0）HT。故取取进料板板间距为0.6m，人孔处的板间距为0.7m，塔底空间高度为1.0m，塔顶空间高度为1.0m，封头高度为0.6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为7 塔板主要工艺尺寸的计算7.1 溢流装置计算根据塔径D=0.7m和液体流量,可选用单溢流弓形降液管、平行受液盘及平顶溢流堰。各项计算如下：7.1.1 精馏段溢流装置计算堰长取出口堰高由 ,并由于选用平顶溢流堰，即近似取,则取板上清液层高度故 弓形降液管宽度和截面积由查图4弓形降液管宽度与面积关系图得图4弓形降液管宽度与面积关系图得故为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。有实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，验算降液管内液体的停留时间t故降液管设计合理降液管底隙高度降液管底隙高度取(一般为)则 故降液管底隙高度设计合理7.1.2 提馏段溢流装置计算堰长取出口堰高由 ,并由于选用平顶溢流堰，即近似取,则取板上清液层高度故 弓形降液管宽度和截面积由查图4弓形降液管宽度与面积关系图得得故为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。有实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，验算降液管内液体的停留时间故降液管设计合理降液管底隙高度降液管底隙高度取(一般为)则 故降液管底隙高度设计合理7.2 塔板布置7.2.1 精馏段塔板布置塔板的分块由于，故塔板采用整块式。边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度进口堰后的安定区宽度对于小塔，边缘区宽度故取，mm开孔区面积计算开孔区面积其中故筛孔计算及其排列因本设计所处理的物系有腐蚀性，故取的碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为塔板上的筛孔数目n为开孔率为在8%12%范围内，故开孔率符合要求。气体通过筛孔的气速为7.2.2 提馏段塔板布置塔板的分块由于，故塔板采用整块式。边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度进口堰后的安定区宽度对于小塔，边缘区宽度故取，mm开孔区面积计算开孔区面积其中故筛孔计算及其排列因本设计所处理的物系有腐蚀性，故取的碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为塔板上的筛孔数目n为开孔率为在8%12%范围内，故开孔率符合要求。气体通过筛孔的气速为8 筛板的流体力学验算8.1 塔板压降8.1.1 精馏段塔板压降已知板压降等于干板压降，液层阻力与液体表面张力的阻力之和，即干板压降,由，查图5干筛孔的流量系数图，得图5 干筛孔的流量系数故 液层压降有效流通面积所计的气速气相动能因子查图6充气系数关联图，得图6充气系数关联图故 液体表面张力的阻力所以气体通过每层塔板的压降为8.1.2 提馏段塔板压降已知板压降等于干板压降，液层阻力与液体表面张力的阻力之和，即干板压降由，查图5，得故 液层压降有效流通面积所计的气速气相动能因子查图6，得故 液体表面张力的阻力所以气体通过每层塔板的压降为8.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。8.3 液沫夹带8.3.1 精馏段液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。8.3.2 提馏段液沫夹带同上，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。8.4 漏液8.4.1 精馏段漏液对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即故 实际孔速稳定系数为故本设计中无明显漏液。8.4.2 提馏段漏液对于筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即故 实际孔速稳定系数为故本设计中无明显漏液。8.5 液泛8.5.1 精馏段液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式，即苯氯苯物系属一般物系，取，则而其中 故本设计不会发生液泛现象。8.5.2 提馏段液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式，即苯氯苯物系属一般物系，取，则而其中 本设计不会发生液泛现象。9 塔板负荷性能图9.1 精馏段塔板负荷性能图9.1.1 液沫夹带线以为限，求关系如下：由其中整理得在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表4。表40.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.4993 0.4853 0.4632 0.4446 0.4280 0.4128 0.3985 由上表数据即可作出液沫夹带线1。9.1.2 液泛线以由 联立得 忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表5。表50.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.540 0.527 0.500 0.465 0.418 0.356 0.266 由上表数据即可作出液泛线2。9.1.3 漏液线由 得整理得在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表6。表60.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.1676 0.1700 0.1737 0.1767 0.1794 0.1818 0.1840 由上表数据即可作出漏液线3。9.1.4 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下式得当时，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。9.1.5 液相负荷上限线以作为液体在降液管停留时间的下限，由下式可得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔精馏段的负荷性能图，如下图7所示图7在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图7可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限线控制。由上图7可查得故操作弹性为9.2 提馏段塔板负荷性能图9.2.1 液沫夹带线以为限，求关系如下：由其中整理得在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表7。表70.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.5368 0.5232 0.5015 0.4834 0.4672 0.4523 0.4384 9.2.2 液泛线以由 联立得 忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表8.表80.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.5399 0.5306 0.5130 0.4942 0.4730 0.4486 0.4202 9.2.3 漏液线由 得整理得在操作范围内，任取几个值，由上式算出，计算结果见下表9。表90.00030.00060.00120.00180.00240.0030.00360.1429 0.1454 0.1494 0.1526 0.1554 0.1580 0.1603 9.2.4 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下式得当时，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。9.2.5 液相负荷上限线以作为液体在降液管停留时间的下限，由下式可得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔提馏段的负荷性能图，如下图8所示图8在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图8可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图8可查得故操作弹性为10 筛板塔的工艺设计计算结果总表序号项目符号单位计算数据精馏段数值提馏段数值1平均温度tm9071115.542平均压力Pmkpa108.45115.803气相流量qV,sm3/s0.2800.2804液相流量qL,sm3/s0.000420.001775实际塔板数N块9126塔径Dm0.70.77板间距HTm0.40.48溢流形式单溢流单溢流9降液管形式弓形弓形10堰长lWm0.490.4911堰高 mhWm0.0540.04412板上液层高度hLm0.060.0613堰上液层高度hOWm0.0060.01614降液管底隙高度h0m0.0110.01815安定区宽度Wsm0.0650.06516边缘区宽度Wcm0.0350.03517开孔区面积Aam20.2130.21318筛孔直径d0m0.0050.00519筛孔数目n个1256125620孔中心距tm0.0140.01421开孔率 j11.5711.5722空塔气速um/s0.7270.72723筛孔气速u0m/s113611.3624稳定系数K1.751.8425每层塔板压降hfkPa63269926液体在降液管停留时间ts34.68.227降液管内清液层高度Hdm0.13420.139828负荷上限液沫夹带控制液泛控制29负荷下限液相负荷下限控制漏液控制30液沫夹带ev(0.1kg液/kg气)0.0160.01831气相负荷上限qV,smaxm3/s0.4810.45232气相负荷下限qV,sminm3/s0.2680.14733操作弹性1.793.07其他设备的选型11 塔顶冷凝器的选择塔顶组分以苯为主，近似以苯作为计算对象苯的定性温度设水的进口温度为t1=25根据设计经验，选择冷水的温升为10，则水的出口温度为则水的定性温度查得苯在定性温度下的物性数据密度：饱和蒸汽气化热：查得水在定性温度下的物性数据密度：定压比热容：黏度： 热负荷计算:则冷却水的用量：该设计任务的热流体为苯，冷流体为水，为使苯能通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令苯走壳程，水走管程。计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差所以修正系数根据查得，则选择换热器型号由于两流体温差50,壳选用固定管板式换热器的系列标准（JB/T4715-92）选择主要参数如下： 公称直径DN 325mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 2 管子尺寸 管子根数n 56 管长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 9 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0097m实际换热面积选K值，估算传热面积初选则传热面积该换热器的面积裕度为,传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为：验算，,符合实际标准。总结感想本设计采用简单实用的筛板进行精馏塔的设计，因筛板塔的结构简单，造价低，相对起来维修也容易。在设计过程中由于缺少设计的经验，所采用的回流比R值过小，由于本身最小回流比值较小，应该采用最小回流比的2倍才是比较合适的。因为设计时实际采用的是最小回流比的1.4倍，导致精馏段的液相体积流量过小。这直接导致降液管底隙高度过小，最后作塔板负荷性能图直接使操作点过于接近液相负荷下限线。这是设计最大的缺点。同时由于精馏塔的设计中在选材设计上参考了大量资料、手册等，不同的资料数据略有不同，导致数据可能不够准确。化工设计是大学毕业前综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是对我们综合运用所学知识解决本专业实际问