苯氯苯分离过程筛板式精馏塔设计课程设计.doc

课 程 设 计 说 明 书 目 录一、苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计任务书- 1 -1.1设计题目- 1 -1.2操作条件- 1 -1.3塔设备型式- 1 -1.4设备工作日- 1 -1.5厂址- 1 -1.6主要设计内容- 1 -1.7 基础数据- 2 -二、产品与设计方案简介- 3 -1.产品性质、质量指标- 3 -2.设计方案简介- 4 -三、工艺计算及主体设备设计- 4 -1.精馏塔的物料衡算- 4 -1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率- 4 -1.3物料衡算- 5 -2.塔板数的确定- 5 -2.1理论塔板层数的确定- 5 -3.实际塔板数- 7 -3.1全塔效率- 7 -3.2精馏段实际板层数- 8 -4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算- 8 -4.1操作压力的计算- 8 -4.2操作温度的计算- 8 -4.3平均摩尔质量计算- 10 -4.4平均密度计算- 10 -4.5液相平均表面张力- 11 -4.6液相平均粘度计算- 12 -四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算- 13 -1.塔径的计算- 13 -1.1精馏段的气、液相体积流率- 13 -1.2提馏段的气、液相体积流率- 14 -2.塔高的计算- 15 -2.1精馏塔有效高度的计算- 15 -2.2全塔实际高度- 15 -五、塔板工艺结构尺寸的设计与计算- 15 -1.溢流装置- 16 -1.1溢流堰长（出口堰长）- 16 -1.2溢流堰高度- 16 -1.3降液管的宽度和降液管的面积- 16 -1.4液体在降液管内的停留时间- 16 -1.5降液管的底隙高度- 16 -2.塔板布置- 17 -2.1塔板的分块- 17 -2.2边缘区宽度与安定区宽度- 17 -2.3开孔区面积- 17 -3.开孔数和开孔率- 17 -六塔板上的流体力学验算- 18 -1.塔板压降- 18 -1.2气体通过板上液层的压降- 18 -1.3气体克服液体表面张力产生的压降- 19 -1.4气体通过每层筛板的压降（单板压降）和- 19 -2.液沫夹带量的验算- 19 -3.漏液的验算- 19 -4.液泛的验算- 20 -七、塔板负荷性能图- 21 -1.漏液线（气相负荷下限线）- 21 -2.液沫夹带线- 21 -3.液相负荷下限线- 23 -4.液相负荷上限线- 23 -5.液泛线- 23 -八、精馏塔接管尺寸计算- 26 -1.塔顶蒸汽出口管- 26 -2.塔顶回流液管- 26 -3.进料管- 27 -4.塔釜出料管- 27 -5.加热蒸气进口管- 27 -九、产品冷却器选型- 28 -十、筛板塔设计计算结果一览表- 30 -十一、评述- 31 -十二、附录- 33 -参考文献- 33 -主要符号说明- 33 - 2 -一、苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计任务书1.1设计题目要求：设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯17280吨/年，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%（以上均为质量分数）。其他条件见下面1.2至1.5。主要设计内容见下面1.6。1.2操作条件1塔顶压力 4kPa（表压）2进料热状态 泡点进料3回流比 R=1.8Rmin4塔釜加热蒸汽压强 0.5Mpa（表压）5单板压降 0.7kPa6冷却水进口温度30，出口温度 自选1.3塔设备型式塔设备型式为筛板式塔1.4设备工作日每年300天，每天24小时连续运行。1.5厂址选在天津地区1.6主要设计内容1设计方案的确定及流程说明2精馏塔的物料衡算3精馏塔塔板数确定4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算5精馏塔主要工艺尺寸（塔高、塔径及塔板结构尺寸）计算6塔板主要工艺尺寸的计算7精馏塔塔板的流体力学验算8精馏塔塔板的负荷性能图9精馏塔接管尺寸计算10精馏塔辅助设备选型与计算11设计结果概要或设计一览表12带控制点的生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图13设计总结和评述1.7 基础数据项目分子式相对分子质量沸点临界温度/。c临界压力/kpa苯 （A）C6H67811801288568334氯苯（B）C6H5 Cl112.5131.8359.24520表1 苯和氯苯的物理性质沸点温度t苯的组成沸点温度t苯的组成液相气相液相气相80.02111200.1290.378900.690.9161300.01950.07231000.4470.785131.8001100.2670.61表2 苯氯苯的气液相平衡数据温度8090100110120130131.8mmhg苯760102513501760225028402900mmhg氯苯148205293400543719760表3 苯氯苯的组成饱和蒸气压表4 苯氯苯的液相密度温度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 温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表5 苯氯苯液体粘度温度020406080100120140氯苯表面张力mN/m32.830.4928.2125.9623.7521.5719.4217.32苯表面张力mN/m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17表6 苯-氯苯温度表面张力关系表二、产品与设计方案简介1.产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率15216(25)。闪点294。燃点6378，折射率15246，粘度(20)0799mPas，表面张力332810-3Nm溶解度参数95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）2.设计方案简介2.1精馏方式： 本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。2.2操作压力： 本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。2.3塔板形式： 根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。2.4加料方式和加料热状态： 设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。2.5由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。2.6再沸器，冷凝器等附属设备的安排： 塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。三、工艺计算及主体设备设计1.精馏塔的物料衡算1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56 kg/kmol1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量1.3物料衡算，全塔物料衡算： 2.塔板数的确定2.1理论塔板层数的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法求取，步骤如下：1）由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出图；表7 苯-氯苯物系气液平衡数据8090100110120130131.8101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.6519.7327.3339.0753.3372.4095.86101.331.0000.6770.4420.2650.1270.0190.0001.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000图1（常压下t-xy曲线图）2）求最小回流比及操作回流比。在图上，因，查得，而，。故有：3）求精馏塔的气液相负荷 L=RD=0.5037452.53=26.46； V=(R+1)D=(0.50374+1)52.53=78.99； L=L+F=100.33Kmol/h V=V=78.99 Kmol/h4）求操作线方程精馏段操作线： 提馏段操作线为过和两点的直线。 5）图解法求理论板层数图2（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）总理论板层数 NT=10（包括再沸器）进料板位置 NF=43.实际塔板数3.1全塔效率 公式 进料状况为泡点液体，则把Rmin=0.2793 代入上式中，得塔的平均温度为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11得： 由此可知 ET=0.49(5.160.302)-0.245=0.4403.2精馏段实际板层数 提留段实际板层数： 实际总塔板数为 （包括再沸器）4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1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：4.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程（ 式中P为温度t时的蒸汽压，KPa；t为温度，；A B C为常数）计算，计算结果如下：表8 苯-氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597由图1看出y=xD=0.986时，温度大概在83.1）设塔顶的泡点温度t=83.2=356.35k，则纯组分的饱和蒸汽压为 苯： 氯苯：代入方程，得 故假设正确，塔顶温度为tD=83.22）设塔顶的进料温度t=92.0=365.15k，则纯组分的饱和蒸汽压为 苯： 氯苯： 代入方程，得 假设正确，进料板温度tF=92.0精馏段平均温度tm1=(83.2+92.0)/2=87.63）设塔底的泡点温度t=138.8=411.95k，则纯组分的饱和蒸汽压为 苯： 氯苯：代入方程，得 故假设正确，塔顶温度为提馏段平均温度全塔平均温度4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由，查平衡曲线，得 进料板平均摩尔质量计算： 由图解理论板，得，查平衡曲线，得 塔底平均摩尔质量计算： 由图理论板得，查平衡曲线得 精馏段平均摩尔质量计算： 提馏段平均摩尔质量 4.4平均密度计算1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段 提馏段 2）液相平均密度计算液相平均密度依计算，即 由得： 由得： 进料板液相的质量分率 由得： 精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为4.5液相平均表面张力塔顶液相的平均表面张力：（83.2） ； 进料板液相的平均表面张力：(92.0) ； 塔底液相的平均表面张力：（138.8） ； 精馏段液相的平均表面张力： 提馏段液相的平均表面张力： 4.6液相平均粘度计算 塔顶液相平均粘度计算：（83.2） 解出 进料板液相平均粘度计算 （92.0） 解出 塔底液相平均粘度计算：（138.8） 解出 精馏段液相平均粘度计算 提馏段液相平均粘度计算 全塔液相平均粘度计算 四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算1.1精馏段的气、液相体积流率由式中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，则故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 1.2提馏段的气、液相体积流率由式中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，则故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2.塔高的计算2.1精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=(N-1)H=(7-1)0.4=2.4m提馏段有效高度为 Z提=(N-1)H=(16-1)0.4=6.0m在进料板上方开一人孔，提馏段中开三个人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 Z=+0.84=2.4+6.0+3.2=11.6m2.2全塔实际高度 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，则全塔高为 五、塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置：由降液管、溢流堰和受液盘组成。根据塔径及流体流量等条件全面考虑，参考表 预选塔板流型式为单流型。表9 选择液体流型式参考表 单位：m3/h塔径/mmU形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5259007以下75010007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下200230230350500011以下110以下110250250400600011以下110以下110250250450应用场合用于较低液气比一般应用用于高液气比或大型塔板用于极高液气比或极大型塔板降液管的布置确定了液体在塔板上的流径以及液体的溢流形式。降液管常见的有弓形和圆形降液管。由于弓形降液管有较大容积，能充分利用塔板面积，方便之后对塔年产量进行提产，且对于采用整块式塔盘的小直径塔，为了尽量增大降液截面积，可采用固定在塔盘上的弓形降液管，故此处采用单溢流弓形降液管。为了保证降液管出口处的液封，在塔盘上设置受液盘，受液盘有平型和凹型两种。由于凹型受液盘对液体流动有缓冲作用，可降低塔盘入口处的液封高度，使液流平稳，有利于塔盘入口区更好地鼓泡，故选用凹型受液盘。1.溢流装置1.1溢流堰长（出口堰长）取1.2溢流堰高度对平直堰，由Francis公式，近似取E=1得堰上液层高度精馏段： 提馏段： 1.3降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：，1.4液体在降液管内的停留时间精馏段：提馏段：故降液管设计合理。1.5降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：精馏段：提馏段：故降液管底系高度设计合理选用凹形受液盘，深度。2.塔板布置2.1塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。2.2边缘区宽度与安定区宽度取mm，mm。2.3开孔区面积式中：3.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且精馏段： 取。故孔心距。 每层塔板的开孔数（孔） 每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求） 每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的气速提馏段： 取。故孔心距。 每层塔板的开孔数（孔） 每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求） 每层塔板的开孔面积 气体通过筛孔的气速六塔板上的流体力学验算1.塔板压降1.1气体通过干板的阻力压降 由 查图，得精馏段：液柱提馏段：液柱式中为孔流系数。1.2气体通过板上液层的压降气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：精馏段：动能因子 查图，得 故液柱提馏段：动能因子 查图，得 故液柱1.3气体克服液体表面张力产生的压降精馏段：液柱提馏段：液柱1.4气体通过每层筛板的压降（单板压降）和精馏段： （设计允许值）提馏段： 2.液沫夹带量的验算精馏段：m 提馏段：m 故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内3.漏液的验算3.1精馏段：漏液点的气速 实际孔速筛板的稳定性系数3.2提馏段：漏液点的气速 实际孔速筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。4.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯-氯苯物系属一般物系，取，则精馏段： 而 ， 板上不设进口堰，液柱液柱提馏段： 液柱成立，故在本设计中不会发生液泛现象。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，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。七、塔板负荷性能图1.漏液线（气相负荷下限线）精馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00600.33200.34330.35570.36580.3745依据表中数据作出漏液线1提馏段： 整理得： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00600.34340.35640.37060.0.38210.3920依据表中数据作出漏液线2.液沫夹带线以为限，求关系如下：由 式中： 故 将已知数据代入式得：精馏段： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00601.1691.1001.0220.95720.8988由上表数据即可作出液沫夹带线2提馏段： 在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00601.2631.1961.1201.0570.9998由上表数据即可作出液沫夹带线3.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准由=；取E=1,得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限， 故 据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线45.液泛线 令=由 =+; =+； =；=+联立得 +(-1)=(+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得a=b-c-d;式中 a = b =+(-1) c =0.153/() d =2.84将有关数据代入得5.1精馏段： ； ； ； ；故=1.41-14069.8-14.21在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00601.3171.0920.99390.85890.4343依据表中数据作出液泛线5 依据以上各方程，可作出筛板塔的精馏段负荷性能图如下图3。在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限控制。由下图3和公式验算可得： 故精馏段操作弹性为 5.2提馏段： ； ； ； ；故=1.84-4460.3-16.53在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：0.00050.00150.00300.00450.00601.7351.6131.4561.2991.134依据表中数据作出液泛线 依据以上各方程，可作出筛板塔的精馏段负荷性能图如下图4。在负荷性能图上，做出操作点B，连接OB,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图4和公式验算可得： 故提馏段操作弹性为 图3（精馏段筛板塔的负荷性能图）图4（提馏段筛板塔的负荷性能图）八、精馏塔接管尺寸计算1.塔顶蒸汽出口管 选择蒸汽速度，则 按照GB8163-87，选择热轧无缝钢管核算2.塔顶回流液管 选择回流液流速，则 按照GB8163-87，选择冷轧无缝钢管核算3.进料管 选择进料液流速，则 按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算4.塔釜出料管 选择进料液流速，则 按照GB816387，选择冷轧无缝钢管核算5.加热蒸气进口管 选择蒸气速度，则 按照GB816387，选择热轧无缝钢管核算九、产品冷却器选型塔顶氯苯含量较少，可按纯苯求取苯的定性温度设水的进口温度为根据设计经验，选择冷却水的温升为8，则水的出口温度为水的定性温度 查得苯在定性温度下的物性数据密度：饱和蒸汽气化热：kJ/kg查得水在定性温度下的物性数据密度： 定压比热容：kJ/(kg)导热系数：（） 黏度：1.负荷计算: MDr=78.1152.53275103/3600=3.134105W 冷却水耗量: 2.确定流体的流径 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 苯T 83.2 -83.2 冷却水t 38 - 30 _ t 45.2 53.2 3.计算R和P: 选单壳程可行。4.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 40 管长 3000mm 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 0.0031m实际换热面积选K值，估算传热面积参照化工流体流动与传热附录二十六，初选取K=850 W/（） 安全系数： ，传热面积的裕度可满足工艺要求。采用此换热面积的换热器，则要求过程的总传热系数为： W/（） 验算：，符合实际标准十、筛板塔设计计算结果一览表项 目符 号单 位计 算 结 果 精馏段提馏段平均压强PmkPa107.75115.8平均温度tm87.6115.4平均流量气相m3/s0.6120.612液相m3/s0.000730.00303全塔效率0.440实际塔板数块23板间距m0.4塔段的有效高度Zm11.6塔径Dm1.0空塔气速um/s0.8600.791实际空塔气速 u0m/s0.780塔板液流型式单溢流型溢流溢流管型式弓形堰长m0.66装置堰高m0.052870.0416降液管宽度m0.1240.124底隙高度m0.01580.0306板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm1514孔数n个27313135开孔区面积Aam20.5320.532开孔面积A0m20.05370.0617筛孔气速m/s11.409.92塔板压降kPa0.6330.6166液体在降液管中的停留时间s31.077.485降液管内清液层高度m液柱0.13960.1314雾沫夹带kg液/kg气0.01330.0145负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下限控制漏液控制气相最大负荷m3/s1.1111.032气相最小负荷m3/s0.4690.359操作弹性2.3692.875十一、评述1.结果：精馏塔塔体设计采用筛板塔板，共23块塔板，能够完成年产纯度为99.8%的氯苯17280吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）的生产任务，并且具有一定的操作弹性。2.结论： 1）. 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 2）. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 3）.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 4）.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。3.感想与收获通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。在此次设计的全过程中，我们达到了最初