苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计.doc

苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 1 页 共 36 页 化化工工原原理理课课程程设设计计 分离苯分离苯 氯苯混合液的浮阀塔工艺设计氯苯混合液的浮阀塔工艺设计 学学 院 院 化学化工与材料科学学院化学化工与材料科学学院 专专 业 业 化学工程与工艺化学工程与工艺 班班 级 级 09 级本科级本科 2 班班 组组 别 别 第十一组第十一组 组组 员 员 孙承鹏 孙翠翠 童玉洁 王惠孙承鹏 孙翠翠 童玉洁 王惠 王克强 王青红 王午伟 王欣王克强 王青红 王午伟 王欣 王晓鹏 王永见 王言伟王晓鹏 王永见 王言伟 指导教师 指导教师 鞠彩霞鞠彩霞 设计时间 设计时间 2012 年年 6 月月 17 日至日至 6 月月 30 日日 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 2 页 共 36 页 年处理量年处理量 15 万吨苯万吨苯 氯苯连续精馏塔设计任务书氯苯连续精馏塔设计任务书 一 工艺要求 原料 苯 氯苯溶液含氯苯 38 质量分数下同 要求氯苯纯度为 99 8 设计要求 塔顶的馏出液中氯苯含量不大于 2 质量分数 二 操作条件 1 塔顶压力 4kPa 表压 2 进料热状况 自选 3 回流比 自选 4 平衡数据自查 三 塔板类型 筛板塔或浮阀塔 设计任务 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 绘制工艺流程图 10 对设计过程的评述和有关问题的讨论 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 3 页 共 36 页 目录目录 一 苯及氯苯性质的基本介绍一 苯及氯苯性质的基本介绍 2 1 1 苯的基本介绍 2 用途 2 危险性概述 2 泄漏应急处理 2 安全措施 2 灭火方法 2 紧急处理 2 1 2 氯苯的基本简介 2 危险性概述 2 急救措施 2 消防措施 2 泄漏应急处理 2 操作处置与储存 2 二 塔的工艺计算二 塔的工艺计算 2 2 1 塔的物料衡算 2 2 2 全塔物料衡算 2 2 3 塔板数的确定 2 2 3 1 塔板数的计算 2 T N 2 3 2 全塔效率 2 T E 2 3 3 实际塔板数 2N 2 3 4 操作压强 2 m P 2 3 5 温度 2 m t 2 3 6 平均分子量 2 m M 2 3 7 平均密度 2 m 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 4 页 共 36 页 2 3 8 液体表面张力 2 m 2 3 9 液体粘度 2 Lm 三 塔和塔板主要工艺尺寸的设计三 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 2 3 13 1 塔径的计算塔径的计算 2 3 1 1 精馏段的计算 2 3 1 2 提馏段的计算 2 3 23 2 塔高的计算塔高的计算 2 3 33 3 溢流装置的计算溢流装置的计算 2 3 43 4 塔板布置的计算塔板布置的计算 2 3 53 5 浮阀塔板的流体力学验算浮阀塔板的流体力学验算 2 3 5 1 塔板流体力学验算 精馏段 2 3 5 2 塔板负荷性能图 2 3 5 3 塔板流体力学验算 提馏段 2 3 5 4 塔板负荷性能图 2 3 63 6 塔体接管设计塔体接管设计 2 四 设计结果概要及汇总四 设计结果概要及汇总 2 五 工艺流程图五 工艺流程图 2 六 总结六 总结 2 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 5 页 共 36 页 一 一 苯及氯苯性质的基本介绍苯及氯苯性质的基本介绍 1 1 苯的基本介绍苯的基本介绍 第一部分 化学品名称 中文名 称 苯 英文名称 Benzene 分子比例模型 第二部分 理化特性 分子式 C6H6 分子量 78 11 熔点 5 51 闪点 11 沸点 80 1 引燃温度 562 2 折射率 20 nD 14462 相对密度 水 1 外观与性状 苯在常温常压下为 具有芳香气味的无 色透明挥发性液体 相对蒸气密度 空气 1 38 空气 1 1 4 饱和蒸气压 kPa 26 1 13 33kPa 燃烧热 kJ mol 液体 25 3269 7KJ mol 临界温度 288 94 临界压力 MPa 4898kPa 爆炸下限 V V 1 3 爆炸上限 V V 7 1 溶解性 苯难溶于水 但易溶于酒精 乙醚 丙酮 氯仿 汽油 二硫化碳等有机溶剂 主要用途 基本化工原料 用作溶剂及合成苯的衍生物 香料 染料 塑料 医药 炸药 橡胶等 废弃处置方法用焚烧法处置 制备或来源从煤焦油中提取 从石油中提取 蒸汽裂解 用途用途 脂肪 树脂和碘等的溶剂 测定矿物折射指数 有机合成 光学纯溶剂 高压液相色谱溶剂 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 6 页 共 36 页 危险性概述危险性概述 由于苯的挥发性大 暴露于空气中很容易扩散 人和动物吸入或皮肤接触 大量苯进入体内 会引起急性和慢性苯中毒 有研究报告表明 引起苯中毒的 部分原因是由于在体内苯生成了苯酚 特别注意 长期吸入会侵害人的神经系统 急性中毒会产生神经痉挛甚至 昏迷 死亡 在白血病患者中 有很大一部分有苯及其有机制品接触历史 泄漏应急处理泄漏应急处理 迅速撤离泄漏污染区人员至安全区 并进行隔离 严格限制出入 切断火 源 建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器 穿防毒服 不要直接接触泄漏物 尽可能切断泄漏源 防止进入下水道 排洪沟等限制性空间 小量泄漏 用活 性炭或其它惰性材料吸收 也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗 洗液稀释 后放入废水系统 大量泄漏 构筑围堤或挖坑收容 用泡沫覆盖 降低蒸气灾 害 喷雾状水冷却和稀释蒸气 保护现场人员 把泄漏物稀释成不燃物 用防 爆泵转移至槽车或专用收集器内 回收或运至废物处理场所处置 当苯泄漏进 水体应立即构筑堤坝 切断受污染水体的流动 或使用围栏将苯液限制在一定 范围内 然后再作必要处理 当苯泄漏进土壤中时 应立即将被沾溻土壤全部 收集起来 转移到空旷地带任其挥发 安全措施安全措施 贮于低温通风处 远离火种 热源 与氧化剂 食用化学品等分储 禁止 使用易产生火花的工具 灭火 泡沫 干粉 二氧化碳 砂土 灭火方法灭火方法 燃烧性 易燃 灭火剂 泡沫 干粉 二氧化碳 砂土 用水灭火无 效 紧急处理紧急处理 吸入 迅速脱离现场至新鲜空气处 保持呼吸道通畅 如呼吸困难 给输 氧 如呼吸停止 立即进行人工呼吸 就医 误食 饮足量温水 催吐 就医 皮肤接触 脱去被污染衣着 用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤 眼睛接触 提起眼睑 用流动清水或生理盐水冲洗 就医 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 7 页 共 36 页 1 2 氯苯的基本简介氯苯的基本简介 第一部分 化学品名称 中文名 称 氯苯 英文名称 chlorobenzene 分子比例模型 第二部分 理化特性 分子式 C6H6Cl 分子量 112 56 熔点 45 2 闪点 28 沸点 132 2 相对密度 水 1 1 1 外观与性状 无色透明液体 具 有不愉快的苦杏仁 味 相对蒸气密度 空气 1 3 9 饱和蒸气压 kPa 1 33 引燃温度 590 临界温度 359 2 临界压力 MPa 4 52 爆炸下限 V V 1 3 爆炸上限 V V 9 6 溶解性 不溶于水 溶于乙醇 乙醚 氯仿 二硫化碳 苯等多数 有机溶剂 主要用途 用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂 生产多种其他 苯系中间体 制备或来源用苯直接氯化制氯苯的方法 氧氯化法 危危险险性性概概述述 健康危害 对中枢神经系统有抑制和麻醉作用 对皮肤和粘膜有刺激性 急性中毒 接触高浓度可引起麻醉症状 甚至昏迷 脱离现场 积极救治后 可较快恢复 但数日内仍有头痛 头晕 无力 食欲减退等症状 液体对皮肤 有轻度刺激性 但反复接触 则起红斑或有轻度表浅性坏死 慢性中毒 常有 眼痛 流泪 结膜充血 早期有头痛 失眠 记忆力减退等神经衰弱症状 重 者引起中毒性肝炎 个别可发生肾脏损害 环境危害 对环境有严重危 害 对水体 土壤和大气可造成污染 燃爆危险 该品易燃 具刺激性 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 8 页 共 36 页 急急救救措措施施 皮肤接触 脱去污染的衣着 用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤 眼睛 接触 提起眼睑 用流动清水或生理盐水冲洗 就医 吸入 迅速脱离 现场至空气新鲜处 保持呼吸道通畅 如呼吸困难 给输氧 如呼吸停止 立 即进行人工呼吸 就医 食入 饮足量温水 催吐 就医 消消防防措措施施 有害燃烧产物 一氧化碳 二氧化碳 氯化物 灭火方法 喷水冷 却容器 可能的话将容器从火场移至空旷处 灭火剂 雾状水 泡沫 干粉 二氧化碳 砂土 泄泄漏漏应应急急处处理理 应急处理 迅速撤离泄漏污染区人员至安全区 并进行隔离 严格限制出 入 切断火源 建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器 穿防毒服 尽可能切 断泄漏源 防止流入下水道 排洪沟等限制性空间 小量泄漏 用砂土 或其它不燃材料吸附或吸收 也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗 洗液稀 释后放入废水系统 大量泄漏 构筑围堤或挖坑收容 用泡沫覆盖 降 低蒸气灾害 用防爆泵转移至槽车或专用收集器内 回收或运至废物处理场所 处置 操操作作处处置置与与储储存存 操作注意事项 密闭操作 局部排风 操作人员必须经过专门培训 严格 遵守操作规程 建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具 半面罩 戴化学安 全防护眼镜 穿防毒物渗透工作服 戴橡胶耐油手套 远离火种 热源 工作 场所严禁吸烟 使用防爆型的通风系统和设备 防止蒸气泄漏到工作场所空气 中 避免与氧化剂接触 灌装时应控制流速 且有接地装置 防止静电积聚 搬运时要轻装轻卸 防止包装及容器损坏 配备相应品种和数量的消防器材及 泄漏应急处理设备 倒空的容器可能残留有害物 储存注意事项 储存 于阴凉 通风的库房 远离火种 热源 库温不宜超过 30 保持容器密封 应与氧化剂分开存放 切忌混储 采用防爆型照明 通风设施 禁止使用易产 生火花的机械设备和工具 储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料 二 塔的工艺计算二 塔的工艺计算 已知参数 苯 氯苯混合液处理量 F 5000kg h 65 0 F x 回流比 R 自选 进料热状况 985 0 15 0 1 D x01 0 W x31 q 塔顶压强 单板压降不大于 已知数据如下表所示 kPaP4 塔顶 kPa7 0 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 9 页 共 36 页 表表 3 13 1 苯和氯苯的物理性质苯和氯苯的物理性质 项目分子式 分子量 M g mol 沸点 K 临界温度 tC 临界压强 PC atm 苯 A C6H678 114353 3562 148 3 氯苯 B C6H5Cl112 559404 9632 444 6 表表 3 23 2 苯和氯苯的饱和蒸汽压苯和氯苯的饱和蒸汽压 温 度 8090100110120130131 8 mmHg 0 A P760102513501760225028402900 mmHg 0 B P148205293400543719760 X10 6770 4420 2650 1270 01930 y10 9130 7850 6130 3760 07220 表表 3 33 3 液体的表面张力 液体的表面张力 温度 8090100110120130 苯 mN m 21 220 617 316 816 315 3 氯苯 mN m 26 125 722 722 221 620 4 表表 3 43 4 苯与氯苯的液相密度苯与氯苯的液相密度 温度 8090100110120130 苯 kg 3 m817805793782770757 氯苯 kg 3 m1039102810181008997985 表表 3 53 5 液体粘度液体粘度 L 温度 6080100120140 苯 mP s a 0 3810 3080 2550 2150 184 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 10 页 共 36 页 氯苯 mP s a 0 5150 4280 3630 3130 274 2 12 1 塔的物料衡算塔的物料衡算 1 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率 986 0 56 112 02 011 78 98 0 11 78 98 0 D x 0029 0 56 112 998 011 78 002 0 11 78 002 0 W x 2 平均分子量 kmolkgM F 39 8811 787016 056 112 7016 01 KmolKgM D 59 7856 112 986 01 11 78986 0 KmolKgMW 46 11256 112 0029 01 11 780029 0 2 22 2 全塔物料衡算 全塔物料衡算 一年按 300 天算 每天工作 24h 三个精馏塔同时进行 则每个精馏塔的 原料液处理量为 6944 44kg h 原料液处理量 F 6944 44 88 39 78 5659kmol h 总物料衡算 78 5659 D W 1 易挥发组分物料衡算 78 5659 0 7016 0 986D 0 0029W 2 联立上式 1 2 解得 hkgD8377 55 hkgW7282 22 2 32 3 塔板数的确定塔板数的确定 2 3 12 3 1 塔板数塔板数的计算的计算 T N 1 由化工设计手册差的苯 氯苯气液平衡数据 并作 x y 图 7016 0 56 112 38 011 78 62 0 11 78 62 0 F x 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 11 页 共 36 页 2 采用作图法求最小回流比 如上图 在图中对角线上 自点 e 0 7016 0 7016 作垂线 ef 即为 q 线 该线与平衡线交点坐标为 xq yq 0 7016 0 925 故最小回流比为274 0 702 0 925 0 925 0 986 0 min R 取操作回流比为548 0 274 022 min RR 3 求精馏塔气 液相负荷 hkmolRDL 599 308377 55548 0 hkmolDRV 437 868377 55 1548 0 1 hkmolFLL 165 1095659 78599 30 hkmolVV 437 86 4 求操作线方程 精馏段操作线方程为 637 0354 0 xx V D x V L y D 提溜段操作线方程为 00076 0 236 1 xx V W x V L y W 5 在图中作出精馏段与提馏段操作线 如上图 用图解发求出理论塔板 数 不包括再沸器 其中精馏段塔板数为 3 提馏段塔板数为9 T N 6 进料位置 4 F N 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 12 页 共 36 页 2 3 22 3 2 全塔效率全塔效率 T E 由 过程工程原理 查表 6 2 通过内插法得 塔顶温度 td 82 5 塔釜温度 tw 130 6 采用奥康奈尔法求出总板效率 0 49 0 245 其中 为塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 5 106 6 130 5 825 0 平均 t 查得57 4 为塔顶与塔底平均温度下的液相黏度 查得 L smpa A 24 0 smpa B 34 0 smpaxx FBFAL 2698 0 702 01 34 0702 024 0 1 将上述数据代入 465 0 95 049 0 2698 057 4 49 0 245 0 T E 2 3 32 3 3 实际塔板数实际塔板数N 精馏段 3 6 457 0 465 N 精 层 提馏段 6 12 913 0 465 N 提 层 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 13 页 共 36 页 进料板位置 F 8 N 故实际塔板数 P 20 N层 2 3 42 3 4 操作压强操作压强 m P 塔顶压强 取每层板的压降为 则进料板的4 101 3105 3 D PkPa 0 7kpa 压强为 塔底压强为 6 0 7 105 3109 5 F PkPa 10 0 7216 5 WF PPkPa 精馏段平均操作压强为 105 3 110 9 108 9 2 m Pkpa 精 108 9 提馏段平均操作压强为 109 5216 5 163 2 m PkPa 提 2 3 52 3 5 温度温度 m t 根据操作压强 经计算得塔顶 进料板温度 塔底 0 82 5 D tC 0 92 F tC 则精馏段平均温度 提馏段130 6 W t C 0 0 82 592 87 25 2 m tC 精 的平均温度 92130 06 111 3 2 m t 提 C 0 2 3 62 3 6 平均分子量平均分子量 m M 塔顶 1 0 986 D xy 1 0 92x 0 986 78 114 1 0 986 112 55978 59 VDm MKg Kmol 0 92 78 11 1 0 92 112 5680 866 LDM Mkg kmol 进料板 0 89 F y 0 63 F x 0 89 78 11 1 0 89 112 5681 8995 VFM Mkg kmol 0 63 78 11 1 0 63 112 5690 8586 VLM Mkg kmol 塔底 0 00288 w x 0 02 w y 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 14 页 共 36 页 0 02 78 11 1 0 02 112 56111 871 VWM Mkg kmol 0 00288 78 11410 00288112 559112 46 LWM MKgKmol 则精馏段平均分子量 78 592381 8995 80 2459 2 VM Mkg kmol 80 86690 8565 85 86125 2 LM Mkg kmol 提馏段平均分子量 81 8995 111 871 96 8853 2 VM Mkg kmol 90 8565 112 457 101 657 2 LM Mkg kmol 2 3 72 3 7 平均密度平均密度 m 1 液相密度 Lm 液相平均密度依下式计算 即 1 ii m 塔顶 92 D t 查手册得 3 812mKg LA 3 1030mKg LB 塔顶 w t 130 6 查手册得 3 5 752mKg LA 3 00 980mKg LB 加料板 由 t92 F 查手册得 3 801mKg LA 3 1022mKg LB 由 为质量分率 LB B LA A Lm aa 1 a 故塔顶 即 1030 014 0 812 986 01 LmD 3 413 814mKg LmD 塔底 即 980 997916 0 5 752 002084 01 LmW 3 38 979mKg LmW 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 15 页 共 36 页 进料板 由加料板液相组成731 0 xA 5416 0 56 112 63 01 11 7863 0 11 7863 0 A a 故 1022 4584 0 801 5416 01 LmF 3 136 889mKg LmF 故精馏段平均液相密度 851 77 2 889 136814 413 精 Lm 3 mKg 提馏段平均液相密度 3 提 m934 258kg 2 889 136979 38 Lm 2 气相密度 由理想气体状态方程计算可得 3 108 1 80 2459 2 859 8 31487 25273 15 VMM VM M MP kg m TR 精 115 1 96 8853 3 489 8 314111 3273 15 VMM VM M MP kg m TR 提 2 3 8 2 3 8 液体表面张力液体表面张力 m BBAA BA m xx 由 92 D t 查手册得 顶 21 顶 26 1 由 92 21m m 26 1m m FA tNN 顶B顶 查手册得 由 130 6 14 75m m 20 4m m WA tNN 顶B顶 查手册得 0 986 21 0 014 26 121 0714 LDM mN m 0 63 19 80 37 25 121 761 LFM mN m 0 025 14 750 9975 20 420 386 LWM mN m 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 16 页 共 36 页 精馏段平均表面张力 21 071421 761 21 4162 2 LM mN m 提馏段平均表面张力 21 76120 386 21 0735 2 LM mN m 2 3 92 3 9 液体粘度液体粘度 Lm n i lm ixi 1 log log 由 82 5 查手册得 顶 0 3 顶 0 4 由 92 0 275mpa s 0 365mpa s FAB t 进进 查手册得 由 130 6 0 19 0 24mpa s WAB tmpa s 底底 查手册得 log0 986log0 3 0 014log0 4 0 3012 LDMLDM mpa s llog0 63log0 2750 37log0 365 0 3054 LFMLFM mpa s log0 025log0 190 9975log0 24 0 24 LWMLWM mpa s 精馏段平均液相粘度 0 3012 0 3054 0 3033mpa 2 LM s 精 提馏段平均液相粘度 0 3054 0 24 0 2727mpa 2 LM s 提 三 塔和塔板主要工艺尺寸的设计三 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 3 13 1 塔径的计算塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要 可参照下表所示经验关系选取 表表 6 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 02 4 4 0 2 4 板间距 HT mm 200 300300 350350 450450 600500 800 600 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 17 页 共 36 页 图图 4 14 1 SMITHSMITH 关联图关联图 3 1 13 1 1 精馏段的计算精馏段的计算 1 精馏段气液体积流率 3 1 30 599 80 2459 0 6655 36003600 2 859 VM S VM VM Vms 43 1 30 599 85 86125 8 568 10 m 36003600 851 77 LM S LM LM Ls 2 由式中 C 依式 max LV V uc 2 0 20 20 CC 计算 其中 C20可由史密斯关联图查出 图的横坐标为 4 0 50 5 8 568 103600851 77 0 022 0 6655 36002 8857 hL hV L V 取板间距 板上液层高度 则0 45 T H 0 07m L h 0 38 TL Hhm 查史密斯关联图 可得 078 0 20 C 0 20 2 20 21 4162 0 078 0 079 2020 L CC 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 18 页 共 36 页 max 851 772 859 0 0791 353 2 859 um s 3 可取安全系数为 0 6 安全系数 0 6 0 8 则 max 0 60 812 uum s 故 1 1 44 0 6655 1 022 3 14 0 812 S V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 2m 塔截面积 222 13 14 1 21 13 44 T ADm 实际空塔速度 0 6665 0 5889 1 13 um s 3 1 23 1 2 提馏段的计算 提馏段的计算 1 提馏段气液体积流率 2 86 437 96 8853 0 6667 36003600 3 489 VM s VM V M Vm s 33 2 109 105 101 657 3 3 10 36003600 934 258 LM s LM L M Lms 查图的横坐标为 3 0 50 5 3 3 103600 934 285 0 081 0 6667 36003 489 hL hV L V 0 450 070 38 TL HH 查史密斯关联图 可得 076 0 20 C 依式 0 20 2 20 21 0735 0 076 0 077 2020 CC max 934 2853 489 0 0771 26 3 489 um s 2 0 6 1 260 756 um s 2 2 2 44 0 6667 1 06 3 14 0 756 s V Dm u 故按标准 塔径圆整为 1 2m 塔截面积 2 13 14 1 44 1 13 44 T AD 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 19 页 共 36 页 实际空塔速度 0 6667 0 59 1 13 um s 3 23 2 塔高的计算塔高的计算 1 精馏塔的有效高度 精馏段 7 1 0 452 7Zm 提馏段 13 1 0 455 4Zm 在进料板上方开一入孔 提馏段中开两个入孔 其高度为 0 8m 则有效 高度为 0 8 32 75 42 410 5ZZZm 提精 2 全塔的实际高度 取进料板板间距为 0 45m 开孔处板间距为 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 则全塔高为 12 1 15 25 pFTFFppBD HnnnHn Hn HHHHHm 3 33 3 溢流装置的计算溢流装置的计算 根据塔径和液体流量 选用单溢流 弓形降液管 凹形受液盘 塔板采用 单流和分块式组装 各项计算如下 1 溢流堰长 单溢流取 0 6 0 8 D 取堰长为 0 66D 即 w l W l w l mlW792 02 166 0 2 出口堰高 选用平直堰 堰上液层高度由佛兰西斯 W h OWLW hhh 公式求得 由 65 0 2 1 78 0 DlW 精馏段 224 23 3 1 2 842 84 3600 8 568 10 0 00703 100010000 792 h ow w l hEm l 取 12 0 07 0 07 0 00703 0 06297 lwLw hmhh hm 故 提馏段 2 ow h 22 5 2 33 2 842 84 36003 3 10 0 0172 100010000 792 h w l Em l 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 20 页 共 36 页 12 0 07 0 07 0 0172 0 0528 lwLw hmhh hm 故 3 降液管的面积 f A 由查弓形降液管的宽度与面积得 66 0 Dlw124 0 DWd 0722 0 Tf AA 222 T m13 1 2 1 4 1 D 4 1 A 222 08158 02 1 4 0722 0 4 0722 0mDAf 塔的相对操作面积为 1 2 0 08158 100 83 68 1 4 降液管底隙高度 o h 0 0 3600 h w L h l u 则降液管底隙高度为 精馏段 4 1 01 01 3600 3 3 10 0 0144 36003600 0 792 0 075 h w L hm s l u 提馏段 8 2 02 02 3600 3 3 10 0 0231 36003600 0 792 0 18 h w L hm s l u 5 液体在降液管里停留的时间 精馏段 1 3600 AfHT LH1 42 84 5s 提馏段 2 3600 AfHT LH2 11 12 5s 故降液管设计合理 3 43 4 塔板布置的计算塔板布置的计算 选用 F1 型浮阀 阀孔直径 39mm 阀片直径 48mm 阀片厚度 2mm 最大开 度 8 5mm 静止开度 2 5mm 阀质量为 32 34g 浮阀塔板结构图如下所示 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 21 页 共 36 页 lw wdws D t t R x 1 阀孔临界速度 精馏段 0 548 0 1 72 8 5 854 2 859 kp um s 提馏段 0 548 0 2 72 8 5 285 3 489 kp um s 上下两段相应的阀孔动能因子为 0101 1 5 8542 895 9 96 v kp Fu 0202 2 5 2853 489 9 87 v kp Fu 均属正常操作范围 取边缘区宽度 安定区宽度 0 055 c wmm 0 065 s wmm 开孔区面积 即 222222 a x3 140 368 2 xxarcsin2 3680 540 368 54 arcsin 1801800 54 ARR R 0 0 0 7646 其中 0 6 0 055 0 545 2 c D RWm W 0 6 0 1488 0 065 0 3862 2 ds D XWm 2 提馏段塔板布置 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 22 页 共 36 页 取边缘区宽度 安定区宽度 e W 0 03m s W 0 055m 开孔区面积 222222 a x3 140 368 2 xxarcsin2 3680 540 368 54 arcsin 1801800 54 ARR R 0 0 0 8293 其中 e 0 6 0 03 0 57m 2 D RW d 0 6 0 14880 055 0 3962m 2 S D XWW 3 浮阀数 n 与开孔率 阀孔气速 其中 型浮阀阀孔直径为 0 0 u v F 0 10 FF 39mm 浮阀数目 开孔率 2 00 4v n u d 2 0 2 d n D 精馏段 0 105 8772m u s2 895 2 4 0 6655 n 95 5 8772 0 039 00 00 2 0 0392 95100 10 03 1 2 提馏段 0 105 3536m u s3 489 2 40 6667 n 105 5 35360 039 00 00 2 0 0392 105100 11 09 1 2 浮阀排列方式采用等腰三角叉排 取同一个横排的孔心距 t 0 075 则 排间距 t 精馏段 a t A0 7646 t 0 1073m 107 3mm n950 075 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 23 页 共 36 页 提馏段 a t A0 8239 t 0 1046m 104 6mm n1050 075 考虑到孔径较大 必须采用分块式塔板 而各分块的支撑与衔接也要 占去一部分鼓泡区面积 因此排间距不宜采用 100mm 而应小于此值 故取 t 65mm 0 065m 按 t 75mm t 65mm 以等腰三角形叉排方式作图 排得阀数 105 个 按 N 105 个重新核算孔速及阀孔动能因数 精馏段 0 7646 0 1073 0 075 95 95 0 0392 1 22 100 10 03 阀孔动能因数变化不大 开孔率 10 03浮阀排列方式如图所示 图 4 2 阀孔排列方式 提馏段 0 8239 0 1046 0 075 95 0 2 4 4 0 6667 105 0 039 5 8671 0 5 3179 3 489 9 93 阀孔动能因数变化不大 开孔率 11 09浮阀排列方式如图所示 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 24 页 共 36 页 图 4 3 提馏段阀孔排列方式 3 53 5 浮阀塔板的流体力学验算浮阀塔板的流体力学验算 3 5 13 5 1 塔板流体力学验算 精馏段 塔板流体力学验算 精馏段 1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算 10 pc hhhh 1 气相通过浮阀 smu v oc 8663 5 859 2 1 73 1 73 825 1 825 1 因 11oco uu 故液柱m g uv h l c 03184 0 81 9 35 8412 09 8 2 2 34 5 2 34 5 2 1 2 01 1 2 表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 液柱mhp06684 0 035 003184 0 Paghp lpi 51 55881 977 85106684 0 3 板上充气液层阻力 本设备分离苯 氯苯混合液 即液相为碳氢化合 物 可取充气系数 所以液柱5 0 0 mhh Ll 035 0 07 0 5 0 0 2 淹塔 为了防止淹塔现象发生要求控制降液管中清液层高度 wTd HHH 液体通过降夜管的压头损失 dlpd hhhH 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 25 页 共 36 页 m hl L h w s d 4 2 4 2 0 10636 8 0144 0 792 0 10568 8 153 0 153 0 液柱mHd1377 0000863 0 07 006684 0 取 mhHhH wTwT 2562 0 06297 0 45 0 5 0 可见符合防止淹塔要求 wTd hHH 3 雾沫夹带 泛点率 及泛点率 100 36 1 dF Ls vL v s AKC ZLV 100 78 0 TF vL v s AKC V 板上液体流径长度mWDl dZ 9024 0 1488 0 22 12 板上液流面积 2 968 0 08158 0 213 1 2mWAA dTb 苯 氯苯为正常系统 取物性系数 K 1 查泛点负荷系数1264 0 F C 所以泛点率 33 76 泛点率都在 80 以下可知雾沫夹带量能够满足 气的要求液 kgkgev 1 0 3 5 23 5 2 塔板负荷性能图 塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线 泛点率 100 36 1 dF Ls vL v s AKC ZLV 按泛点率为 80 计算如下 整理得 2 895 1 360 90240 126 1 0 96680 80 51 772 895 VsLs 0 05831 2270 0975 VsLs 或Vs 1 67 21 04Ls 由上式可知雾沫夹带线为直线 在操作范围内任取两个 LsVs依上式算出相应于列表中 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 26 页 共 36 页 3 Lsms 0 0010 007 3 Vsms 1 651 52 作出雾沫夹带线 1 2 液泛线 联立 pcl hhhh 2 0 153 d wo Ls h l h dpld Hhhh 2 5 34 2 vo c l u h g 1oL hh 忽略 2 3 36002 84 1000 L s owwow w L h hhhhE l 2 22 3 36002 84 5 340 153 1 21000 voss Twow Lwow uLL HhhE gl hl 因物系定塔板结构尺寸定则 Two wvwoos H h h lhV 及为定值 而与有关系 2 4 s o o V uNd N d 式中为阀孔数 为孔径亦为定值 因此上式可简化为 2 22 3 22 3 0 0719 0 1617 1176 29451 1689 ssssss ss VLbcLdLV LL 与有如下关系 aV及 22 3 2 25 16360 1516 26 sss VLL 在操作范围内任取若干个 ss L 依上式计算出相应的V列于下表 3 s L ms 0 0010 0030 0050 007 3 s V ms 1 441 331 170 92 作出液泛线 2 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 27 页 共 36 页 3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 从 36003600 35 fTfT hh A HA H s LL 依知液体在降液管的停留时间 3 max 3600 7 3422 10 355 fT s h A H m ssL Ls 作为停留时间的下限 则 求出上限液体流量 Ls为常数 在 ss VL 图上液相负荷上限线为气体流量无关竖线 4 漏液线 对于 1重阀型依 0 0 5计算则 0 5 以 0 5为规定气体的最小负荷的标准 已知 4 2 0 0 4 2 0 5 4 0 039 95 5 2 895 0 33 3 据此作出与液体流量无关的水平漏液线 4 5 液相负荷下限线 取堰上液层高度 0 006作液相负荷下限线 依 2 84 1000 3600 2 3 0 006 1 0 006 1000 2 84 3 2 3600 6 756 10 4 由此作出塔板负荷性能图 1 2 3 4 5 由塔板负荷性能图可以看出任务规定的气液负荷下的操作点 设计点 处在适宜操作区 的适中位置 0 002 0 000 0 002 0 004 0 006 0 008 0 010 0 012 0 014 0 016 0 018 0 020 0 5 1 0 1 5 2 0 2 5 3 0 3 5 4 0 4 5 5 0 5 5 6 0 6 5 7 0 7 5 Vs Ls H I J C E 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 28 页 共 36 页 图 3 3 精馏段负荷性能图 H 表示液泛线 I 表示液沫夹带线 J 表示液漏线 C 表示负荷下限 E 代表负荷上限 下同 3 5 33 5 3 塔板流体力学验算 提馏段 塔板流体力学验算 提馏段 1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算 10 pc hhhh 1 干板阻力 1 8251 825 73 173 1 5 296 3 489 oc um s 因 故 0 0287 01oc1 uu 22 10 c1 1 v u2 2 8 09 h5 345 34 2g2 841 35 9 81 L m 液柱 2 表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 液柱 0 0287 0 035 0 0637 p hm 1 0 0637 934 258 9 81 583 82 ipL phgkpaPa 3 板上充气液层阻力 本设备分离苯 氯苯混合液 即液相为碳氢化合物 可取充气系数 所以液柱 0 0 5 20 0 5 0 07 0 035 L hhm 2 淹塔 为了防止淹塔现象发生要求控制降液管中清液层高度 7 dw HHh 液柱通过降液管的压头损失 dpld Hhhh 液柱 3 22 3 3 10 0 153 0 153 0 00498 0 792 0 0231 s d wo L hm l h 液柱 0 0637 0 07 0 00498 0 1387 d Hm 取 0 5 0 45 0 0528 0 2514 TwTw HhHhm 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 29 页 共 36 页 可见符合防止淹塔要求 dTw HHh 3 雾沫夹带 泛点率及泛点率 1 36 100 s L s L fTfT V L l KC AKC A 100 0 78 s L fT V KC A 板上液体流径长度 1 2 2 0 1488 0 9024 L lD IWm 板上液流面积 2 2 1 13 2 0 08158 0 9668 bTd AAWm 苯 氯苯为正常系统 取物性系数 K 1 查泛点负荷系数 0 128 F C 所以泛点率 36 26 泛点率都在 80 以下可知雾沫夹带量能够满足 液 kg 气的要求 0 1ekg 3 5 43 5 4 塔板负荷性能图 塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线 泛点率 100 36 1 dF Ls vL v s AKC ZLV 按泛点率为 80 计算如下 整理得 2 895 1 360 90240 126 1 0 96680 80 51 772 895 VsLs 0 05831 2270 0975 VsLs 或Vs 1 67 21 04Ls 由上式可知雾沫夹带线为直线 在操作范围内任取两个 LsVs依上式算出相应于列表中 3 Lsms 0 0010 007 3 Vsms 1 5891 477 作出雾沫夹带线 1 2 液泛线 联立 pcl hhhh 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 30 页 共 36 页 2 0 153 d wo Ls h l h dpld Hhhh 2 5 34 2 vo c l u h g 1oL hh 忽略 2 3 36002 84 1000 L s owwow w L h hhhhE l 2 22 3 36002 84 5 340 153 1 21000 voss Twow Lwow uLL HhhE gl hl 因物系定塔板结构尺寸定则 Two wvwoos H h h lhV 及为定值 而与有关系 2 4 s o o V uNd N d 式中为阀孔数 为孔径亦为定值 因此上式可简化为 2 22 3 22 3 0 0719 0 1617 1176 29451 1689 ssssss ss VLbcLdLV LL 与有如下关系 aV及 22 3 2 25 16360 1516 26 sss VLL 在操作范围内任取若干个 ss L 依上式计算出相应的V列于下表 3 s L ms 0 0010 0030 0050 007 3 s V ms 5 585 014 413 73 作出液泛线 2 3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3 5s 从 36003600 35 fTfT hh A HA H s LL 依知液体在降液管的停留时间 3 max 3600 7 3422 10 355 fT s h A H m ssL Ls 作为停留时间的下限 则 苯 氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计 第 31 页 共 36 页 求出上限液体流量 Ls为常数 在 ss VL 图上液相负荷上限线为气体流量无关竖线 4 漏