化工原理设计---苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计.doc

课程设计题目苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计一、设计题目某化工厂每天需将75吨含苯45%的苯氯苯混合物用连续蒸馏方法分离成含苯96%的馏出液及含氯苯98%的釜液(均为质量百分数)供有机合成之用。试设计一精馏塔来完成该分离任务；原料温度为20。二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.20进料；3.回流比自定（取2.4Rmin）；4.塔釜加热蒸汽压力506kPa（表压）；5.单板压降不大于0.7kPa；6.每天24小时连续运行。三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.设计计算结果一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760 注：1mmHg=133.322Pa2.组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 氯苯 式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）5.其他物性数据可查化工原理附录。一、设计方案及工艺流程首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到进料温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。塔中气相混合物在精馏塔中上升到塔顶上方的冷凝器中，降温到泡点温度使液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中,即回流。而液相混合物在精馏塔中下降至塔底，一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。二、全塔物料衡算（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和112.61kg/kmol。（2） 平均摩尔质量（3）料液及塔顶、底产品的摩尔流率依题给条件：一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 三、塔板数的确定1.理论塔板数的求取苯-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：（1）相平衡数据的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取（见图1）依据，将所得计算结果列表如下： 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。（2）确定操作的回流比Ra.将上表中数据作图得曲线（见图2） 时，泡点温度为95.4，查化工原理附录得比热容：汽化热：苯：393.9kJ/kg 氯苯：325kJ/kg原料液汽化热：b.将上表中数据作图得曲线 ，斜率为：在图上定出：。q线过点e且与xy曲线交于点，如图，。回流比为时，q线与精馏段操作线交点在xy曲线上，即交于f点。所以（3）求理论塔板数精馏段操作线： 提馏段操作线为过c，d两点的直线。图解得块（不含塔釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第5块为加料板位置。2.实际塔板数（1）全塔效率 选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPas的烃类物系，式中的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得：，。2.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段： 块提馏段： 块总塔板数 块四、塔的精馏段、提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（1）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底：平均压强：（2）平均温度查温度组成图得：塔顶为80，塔底为95.4，加料板为95.4。（3）平均分子量(4）平均密度1.液相平均密度塔顶：进料板：塔底：精馏段：提馏段：2.汽相平均密度精馏段：提馏段：（5）液体的平均表面张力塔顶：； （80） 进料板：； （95.4）塔底：； （131.8） 精馏段：提馏段：（6） 液体的平均粘度查得在80、95.4、131.8下苯和氯苯的黏度分别为：，（80），（95.4），（131.8）塔顶：加料板：塔底：精馏段：提馏段：五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷六、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量冷凝器的热负荷七、精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速： 3.操作气速，取4.精馏段的塔径 圆整取，操作气速：2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高对平直堰由及，查得，于是：（不满足要求）对齿形堰取，则（满足要求）降液管的宽度和降液管的面积由，查得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）降液管的底隙高度取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置塔板直径为1m，分3块安装。边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。开孔区面积式中：3. 浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔的孔径，初取阀孔动能因子，故阀孔的孔速 阀孔个数 拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，板厚，且mm，mm。作等腰三角形叉排时时，按推荐尺寸，此处取。根据初步估算提高的孔心距、孔数n=29个，叉排高度h=110mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为38个。如图1则阀孔气速：因（在经验值范围内）4.精馏段的塔高八、提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1）塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速： 3.操作气速，取4.精馏段的塔径 圆整取，此时操作气速：2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。出口堰高对平直堰由及，查得，于是：（满足要求）降液管的宽度和降液管的面积由，查得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）降液管的底隙高度取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置塔板直径为1m，分3块安装。边缘区宽度与安定区宽度，取mm，mm。开孔区面积式中：4. 浮阀个数n及排列取F1型浮阀，其阀孔的孔径，初取阀孔动能因子，故阀孔的孔速 阀孔个数 个拟定塔板采用碳钢且按等腰三角形叉排，板厚，且mm，mm。作等腰三角形叉排时时，按推荐尺寸，此处取。根据初步估算提高的孔心距、孔数n=55个，叉排高度h=65mm在塔板上布置浮阀，实得浮阀个数为57个。如图2则阀孔气速：因（在经验值范围内）4.精馏段的塔高 九、精馏段塔板流动性校核(1)塔板压降校核1气体通过干板的压降临界孔速因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。2气体通过板上液层的压降3克服表面张力的压降(一般情况下可不考虑)（显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降)和（满足设计要求）（2）雾沫夹带量校核板上液流长度Z根据及HT0.35m查图（化工原理课程设计5-37），得。再根据表（化工原理课程设计5-13）取K0.85。泛点率小于80%，故不会产生过量的雾沫夹带。（3）漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo5计算稳定性系数（不会产生过量液漏）（4）降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生降液管液泛。十、提馏段塔板上的流体力学验算(1)塔板压降校核1气体通过干板的压降临界孔速因，故应在浮阀全开状态下计算干板压降。2气体通过板上液层的压降3克服表面张力的压降(一般情况下可不考虑)（显然此项很小可忽略）4气体通过筛板的压降(单板压降)和（满足设计要求）（2）雾沫夹带量校核板上液流长度Z根据及HT0.35m查图（化工原理课程设计5-37），得。再根据表（化工原理课程设计5-13）取K0.85。泛点率大于80%，会产生过量的雾沫夹带。（3）漏液校核当阀孔的动能因子Fo小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可按Fo5计算稳定性系数（不会产生过量液漏）（4）降液管液泛校核为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生降液管液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出更合理的设计，还需重选及，重复上述计算步骤进行优化设计。十一、精馏段塔板负荷性能图1过量雾沫夹带线令泛点率，将相关数据代入得整理得到 2降液管液泛线(气相负荷上限线)降液管发生液泛的条件为： 3漏液线(气相负荷下限线)当动能因子时会产生严重漏液，故取计算漏液点气速，前已算出，故 4液相负荷下限线取堰上液层高度m，。 5液相负荷上限线取得液相最大负荷流量 6操作线及操作弹性操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=精馏段塔板负荷性能图十二、提馏段塔板负荷性能图1过量雾沫夹带线令泛点率，将相关数据代入得整理得到 2降液管液泛线(气相负荷上限线)降液管发生液泛的条件为： 3漏液线(气相负荷下限线)当动能因子时会产生严重漏液，故取计算漏液点气速，前已算出，故 4液相负荷下限线取堰上液层高度m，。 5液相负荷上限线取得液相最大负荷流量 6操作线及操作弹性操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=提馏段塔板负荷性能图精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算1）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q ，然后估算预热器的换热面积A ，最后按换热器的设计计算程序执行。2）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为254.25。一般采用循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。3）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的510%）。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。4）精馏塔的管口直径1.塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。3.加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4.料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。主要符号说明项目符 号项目符 号平均压强Pm每