苯-氯苯浮阀板式连续精馏塔设计

1、 目录前言-1设计任务书-1第一章 设计方案简介-1第二章 工艺条件的确定和说明 2.1操作压力的选择-2 2.2进料热状况的选择-2 2.3加热方式的选择 -2 2.4冷却方式-2 2.5装置流程说明-2第三章 精馏塔的设计计算 3.1物料衡算- 3 3.2回流比的确定-4 3.3塔板数的确定-5 3.4物性数据的计算-8 3.5精馏塔工艺尺寸计算-11 3.6塔板流体力学的验算- 17 3.7塔板负荷性能- 22第四章 精馏塔的结构设计 4.1塔顶空间- 24 4.2塔底空间- 24 4.3人孔- 24 4.4塔总体高度设计- 25第五章 附属设备设计 5.1接管计算-25 5.2换热器计

2、算- 27第六章 设计结果汇总-30设计评述和总结- 32参考文献- 32前言：设计任务书试设计一座苯氯苯浮阀板式连续精馏塔设计参数和操作条件（1）设计规模：混合液处理量_13.8万吨每年_（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产（3）原料组成：见下表（4）进料状况：自选（5）回流比：自选（6）分离要求：见下表（7）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为15的某地序号塔板形式处理量(kmol/h)进料组成 (氯苯质量百分数)塔顶馏出液中苯含量釜液苯含量塔顶操作压力MPa(表压)塔釜加热蒸汽压力单板压降不大于2浮阀22035980.34kPa0.5MPa0.7kPa第

3、一章 设计方案简介 精馏是分离液体混合物的典型单元操作，通过加热形成气液两相体系，利用体系中各组分挥发度不同的特性达到分离的目的。设计要求采用连续精馏，操作时，原料连续的加入精馏塔中，在精馏段和提馏段通过多次部分汽化和冷凝，实现分离。塔釜连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品，塔顶蒸汽则进入冷凝器中被全部冷凝，部分作为回流液体，其余作为塔顶产品采出。板式塔中常见的有泡罩塔板，筛板和浮阀塔板，按要求采用浮阀塔板，这种形式的塔板生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，造价低，但要注意不宜处理容易结焦或者粘度大的系统。第二章 工艺条件的确定和说明2.1操作压力的选择精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏

4、、减压精馏和加压精馏。本实验苯和氯苯体系采用的是常压精馏。2.2进料热状况的选择精馏操作有五种进料热状况，分别是冷液，泡点，气液混合物，饱和蒸汽，和过热蒸汽。进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，这样塔的操作比较容易控制。本实验中采用泡点进料。q=1.2.3加热方式的选择 精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水时，这样可以节省操作费用。本实验中采用间接蒸汽加热。2.4冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水以节省成本。2.5装置流程说明主要的设备为原料预热器，常压精馏

5、塔，冷凝器和再沸器。原料液加热到泡点温度送入浮阀板式精馏塔中，采用连续精馏，塔釜液经再沸器得到重组分产品，塔顶气经冷凝器得到轻组分产品。冷凝器的作用是保证适合的液相回流和提供产品，而再沸器则是保证一定的上升蒸汽流，以保证精馏塔内的热量交换，从而实现轻重组分的分离正常进行。第三章 精馏塔的设计计算3.1全塔物料衡算3.1.1全塔料液摩尔分数求取查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：表1苯和氯苯的物理性质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）C6H678.1180.1288568334氯苯（B）C6H5 Cl112.56131.8359.24520原料液中苯的摩尔分数

6、:塔顶馏出液苯的摩尔分数：塔釜液中苯的摩尔分数：3.1.2平均摩尔质量3.1.3物料衡算总物料衡算：F=D+W F=220kmol/h苯物料衡算：F*0.728=D*0.986+W*0.0043联立解得：W=57.82kom/h D=162.18kom/h年处理量：（220*0.728*78.11+220*（1-0.728）*112.56）*24*300=13.8万吨3.2回流比的确定查得苯氯苯的气液相平衡数据表2苯氯苯的气液相平衡数据沸点温度t/苯的组成沸点温度t/苯的组成液相气相液相气相80.02111200.1290.378900.690.9161300.01950.07231000.4

7、470.785131.8001100.2670.61表3苯氯苯的组成饱和蒸气压温度/8090100110120130131.8/mmhg(苯)760102513501760225028402900/mmhg(氯苯)148205293400543719760由表中数据得：相对挥发度=(760/148+1025/205+1350/293+1760/400+2250/543+2840/719+2900/760)/7=4.436由汽液平衡关系式：原料是泡点进料，q=1,在x-y图上，如下， 解得y=0.925有公式：=0.31 操作回流比在最小回流比的1-2倍都是合适的，取=0.4343.3塔板数的确

8、定3.3.1理论板数的确定可得精馏段操作线方程为：即：R=L/D, L=0.434*126.18=70.386koml/hV=L+D=70.386+126.18=196.566kom/h 对于提馏段，有：L=L+qF=L+F=70.386+220=290.386koml/hV=V+(q-1)F=V=196.556koml/h提馏段的操作线方程为：即：相平衡状态方程为：理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，本次实验设计采用逐板计算法。用逐板计算法计算理论板数如下：泡点进料，q=1,第一块塔板上升的气相组成：从第一块塔板下降的液体组成，由相平衡方程求取：由第二块板上升的气相组成用精馏段操作线

9、方程求取：第二块板下降的液体组成：第三块板上升的气相组成：第三块板下降的液体组成：如此反复计算可得： 因为，所以第七块上升的气相组成由提馏段方程计算:第七块板下降的液体组成：同理有： ，所需总理论板为13块（含再沸器），第6块板加料，精馏段需5块。3.3.2实际塔板数的确定板效率可用奥康奈尔公式计算。式中 塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 已知 表4苯氯苯液体粘度µ温度()6080100120140苯（MP.S）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（MP.S）0.5150.4280.3630.3130.274塔的平均温度为(80+13

10、1.8)2106(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下，分别拟合温度和粘度关系曲线，求得Y1=-0.002435x+0.4985,代入x=106,求得，Y2=-0.002985x+0.6615.代入x=106,求得进料液的平均粘度所以精馏段的实际塔板数块全塔实际板数块（不包括再沸器）加料位置处于第12块板。3.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算3.4.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔釜：精馏段平均压强p1=(105.3+113.7)/2=109.5kpa提馏段平均压强p2=(113.7+123.5)/2=118.6kpa3.4.2平均温度查苯-氯苯温度组成图t-

11、x-y，塔顶，塔釜，进料板，查得苯与氯苯的安托尼方程如下：苯：氯苯： 由平衡数据线性插值得：进料温度： 塔顶温度： =80.45塔底温度： =131.23精馏段的平均温度：= 提馏段的平均温度：=3.4.3平均分子量塔顶： ，加料板：，塔底，有，求得 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 3.4.4密度表5苯氯苯的液相密度温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表1.5纯组分在任何温度下的密度可由下式计算：苯氯苯其中：温度，已知：混合液密度： （为质量分率，为平均相对分子量） 混合气密度：塔顶：以80下为准

12、计算，苯和氯苯的密度分别为817.0kgm3和1039kgm3。进料板，当=88.43，由内插法得： =806.88 塔釜，=131.23，由内插法得： =757.1 精馏段液相的平均密度：提馏段液相的平均密度:汽相平均密度由理想气体状态方程计算，即精馏段：提馏段： 3.4.5组分的表面张力表6苯-氯苯液体表面张力温度/8085110115120131dyn/cm苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4液相平均表面张力依下式计算：塔顶，由，查表1.6，用线性插值法查的该温度下组分表面张力为：；进料板，由，查表1.6得：；塔底，由，查

13、表1.6得：；精馏段液体平均张力为：提馏段液体平均张力为：3.5精馏塔工艺尺寸计算3.5.1精馏塔物料性质基础数据精馏段气相体积流量液相体积流量提馏段气相体积流量液相体积流量塔径依据流量公式计算 式中 D塔径，m Vs气体体积流量，m3/s u空塔气速，m/s。 ，安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数。 ， 式中C可由史密斯关联图查出。 按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)精馏段横坐标提馏段横坐标取板间距HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.05m,则图中参数值为HT-hL=0.4m,根据以上数值，查得对于精馏

14、段有C20=0.085，负荷系数取按标准塔径圆整得截塔面积：实际空塔气速：对于提馏段C20=0.08，负荷系数取按标准塔径圆整得截塔面积：实际空塔气速： 3.5.2溢流装置的计算液流及降液管的型式降液管有圆形与弓形两类，本次设计选用弓形降液管。常用的降液管布置方式有U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。参考书本得本次设计选取单溢流，不设进口堰。堰长lw对于单溢流 lw=0.66D=0.66*1.6=1.056m溢流堰高度 本设计采用平直堰，计算堰上液高度公式为： 精馏段：取E=1.0提馏段：取E=1.0弓形降液管的宽度和横截面积根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准当，时，根据书本弓形降液管的宽

15、度与面积表格关系图查得， ， 降液管宽度降液管的横截面积验算降液管内液体停留时间精馏段：提馏段：停留时间 >5 ，故降液管可用降液管底隙高度 据经验，一般取。精馏段：取 提馏段：取 因为，且均可以液封，故符合要求。3.5.3塔板布置及浮阀数目与排列塔径，考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板。精馏段浮阀的数目及孔间距：对于型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数在之间，故在此范围取得合适的则孔速 每层塔板上的浮阀数目为： 取边缘区域宽度WC=0.06m,破沫区宽度WS=0.1m,对于单溢流塔板鼓泡区面积为： 其中： 浮阀采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.75

16、m,则可按照下方法估算排间距t,故t=Aa/Nt=1.36/(225*0.075)=0.08m 考虑到塔的直径比较大，各分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用80mm,应小于此值，故去t=65mm.按照t=75mm,t=65mm,以等腰三角形叉排形式作图，排得阀数为228个。参考化工原理书本例题的排列方式，如下。按照N=213重新核算孔速和阀动能因素；,符合要求。塔板开孔率=提馏段浮阀的数目及孔间距：取浮阀孔动能因子则孔速 每层塔板上的浮阀数目为： 取边缘区域宽度WC=0.06m,破沫区宽度WS=0.1m,对于单溢流塔板鼓泡区面积为： 其中： 浮阀采用等腰三角形叉排，

17、取同一横排的孔心距t=75mm=0.75m,则可按照下方法估算排间距t,故t=Aa/Nt=1.36/(225*0.075)=0.08m 考虑到塔的直径比较大，各分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用80mm,应小于此值，故去t=70mm.按照t=75mm,t=70mm,以等腰三角形叉排形式作图，排得阀数直到符合要求。按照N=260重新核算孔速和阀动能因素；,符合要求。塔板开孔率=3.6塔板流体力学的验算3.6.1气体通过浮阀塔板压降的计算（1）精馏段：1.干板阻力： 因为 ，故2.板上充气液层阻力，取，3.表面张力造成的阻力可以忽略，故 所以 则气体通过浮阀塔板的压降

18、（2） 提馏段1.干板阻力： 因为 所以干板压降应按浮阀全开前情况计算2.板上充气液层阻力，取，3.表面张力造成的阻力可以忽略，故 所以 则气体通过浮阀塔板的压降 , 合格3.6.2液泛校核为了防止出现液泛，要求控制降液管中清液高度其中液体流过降液管及其底隙的阻力：（1） 精馏段1.单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 2.液体通过降液管的压头损失：3.板上液层高度，hL=0.05m, 取 ， 因为0.108<0.245 ,不会产生液泛。（2） 提馏段1. 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 2.液体通过降液管的压头损失3.板上液层高度 hL=0.05m, 取 ， 不会产生液泛。3.6

19、.3雾沫夹带的校核 对本设计，为控制雾沫夹带量不过大，应使泛点率。按下两式计算并取其中较大值。 或%对苯氯苯系统，物性系数板上液体流经长度： 板上液体流过面积：1.精馏段: 因为，查泛点负荷系数图如下得：泛点率： 泛点率：可见，泛点率，满足<0.1 kg液体/kg气体的要求，故不会产生雾沫夹带。 2.提馏段因为， 查泛点负荷因数图得：泛点率： =泛点率：不会产生雾沫夹带。3.7塔板负荷性能3.7.1雾沫夹带线关系式 泛点率 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按=80% 计算1.精馏段 整理得： 由上式可知物沫夹带线为直线。2.提馏段 整理得： 3.7.2液泛线 (1)由此可确定液泛线，

20、忽略式中。因为 ， ， 其中 ， 将它们代入(1)，并整理得：1.精馏段将相关参数代入上式，取E=1，整理得：2.提馏段 同理可得： 3.7.3液相负荷上限线关系式液体的最大流量应保证降液管中液体的停留时间不小于35。液体在降液管内停留时间： 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则 ,求得液相负荷上限线。3.7.4严重漏液线关系式对于 型重阀，依=5 作为规定气体最小负荷的标准，则： 精馏段：提馏段：3.7.5液相负荷下限线取堰上液层高度 m 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该下为与气相流量无关的竖直线。 取，则 所以 3.7.6塔板负荷性能图精馏段从图中看出，p点处于正常工作区域，操

21、作弹性=2.8/0.742=3.77提馏段从图中看出，p点处于正常工作区域，操作弹性=2.43/0.818=2.97第四章 精馏塔的结构设计4.1塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（1.52.0）HT. 4.2塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。参考检索到的文献，按如下计算： (发挥空间)（一般取0.20.5m）代入数据得： 4.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板. 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔

22、板设置一个人孔。由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于600 mm，人孔直径一般为450550mm。本塔有26块塔板，设置人孔：S=3分别置于：塔釜一个，塔顶一个，进料口那层,人孔直径选为500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为：4.4塔总体高度设计塔总体高度设计计算公式为： 第五章 附属设备设计精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。5.1接管 5.1.1塔顶蒸汽出料管 对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用

23、直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，参阅文献得：常压操作： 取 所以 查无缝钢管规格表取 5.1.2回流管 回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。 强制回流时： 取 所以 查无缝钢管规格表取5.1.3进料管 进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料，则进料管的直径，进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大，采用泵直接进料。则。 进料口流速 则 查无缝钢管规格表取 5.1.4塔釜出料管 塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜采用直管出料。该塔的出料管即为塔底再沸

24、器的进口管。塔釜出料进再沸器 取 则 查无缝钢管规格表取 5.1.5塔釜进气管 对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。取 则 查无缝钢管规格表取5.2换热器计算5.2.1塔顶全冷凝器的选择由已知: ，L=196.566koml/h苯的汽化热 参考资料，选取参数，其中冷流体水从35度逆流冷却，温度升到55度出来；塔顶苯80.45度蒸汽冷凝为80.45度的苯液体。 带入计算，得 热损失按5%计算， 水从35度升到55度，需要冷却水量 查化工原理课本，总传热系数取

25、理想情况下 选用合适的固定管板式换热器5.2.3苯冷却器冷却量D=162.18kom/h，温度80.45度降低到50度送去储存。假设采用水冷去，进口温度30，出口温度40度。假设热损失5%， 总传热系数 选用合适的套管式换热器5.2.4再沸器蒸发量V=196.566kmol/h ,常压沸点131.8度下氯苯汽化潜热为r=35300kJ/koml热损失按5%计算 水蒸汽的温度由120度降低到100度，氯苯从131.8度液态变成131.8度的气态，求得=20.2,总传热系数k取1000W/(m2) 选用合适的热虹吸式再沸器5.2.5氯苯冷却器冷却量W=57.82kom/h，假设温度从131.8度降

26、低到60度送去储存。假设采用水逆流冷去，进口温度30，出口温度50度。假设热损失5%， 总传热系数 故可选择规格为5M(273×2000)的单程固定管板列管式冷却器。5.2.6预热器F=220koml/h ,进料液的温度tF=88.43,料液的初始温度假定为25度，经加热温度达到88.43度，故T=(25+88.43)/2=56.72由线性内插法得：56.72时，苯的比热容Cp1=1.18KJ/Kg*K 氯苯的比热容Cp2=0.96KJ/Kg*K故混合液的比热容采用间接蒸汽加热，从气态变成液态，温度不变，选用压强0.2MPa,120水蒸气。假设热损失5%， 水蒸气用量：410/2204.6=0.186kg/s平均温差 选用合适的固定管板式换热器第6章 设计结果汇总精馏塔物料性质汇总项目单位精馏段数值提馏段数值备注进料液流量Fkmol/h220塔顶产品流量Dkmol/h162.18塔釜产品流量Wkmol/h57.82平均压力 PmkPa109.5118.6平均温度 tm84.44109.83气相平均摩尔质量 MV,mkgkmol79.796.6液相平均摩尔质量 ML,mkgkmol83.899.68气相平均密度kgm32.9373.6液相平均密度kgm3846.52926.88平均表面张力mN/m21.5321.07平均粘度mPa