苯及氯苯精馏塔设计

1、-. z.化工原理工程设计处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏别离板式塔设计 学 院：专 业：班 级：姓 名：学 号：指导教师：板式精馏塔设计任务书设计题目：苯-氯苯体系精馏别离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力进料量30000吨年操作周期 7200 小时年进料成分：含氯苯35%质量分率，下同塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%.2、操作条件操作压力4000Pa表压进料热状态 q=0.7 单板压降： 或=0.7kPa 3、设备型式筛板或浮阀塔板F1型4、厂址*地区三、设计容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计1塔径

2、及蒸馏段塔板构造尺寸确实定2塔板的流体力学校核3塔板的负荷性能图4总塔高、总压降及接收尺寸确实定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计评述目录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014454#_Toc2020144541.精馏塔的概述4HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014459#_Toc2020144592设计容 PAGEREF _Toc2020

3、14459 h 7HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014463#_Toc2020144632.1.精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc202014463 h 8HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014467#_Toc2020144672.2.塔板数确实定 PAGEREF _Toc202014467 h 9HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _

4、Toc202014470#_Toc2020144702.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc202014470 h 12HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014478#_Toc2020144782.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 PAGEREF _Toc202014478 h 16HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014481#_Toc2020144812.5.塔板主要工艺尺寸的计算 PAG

5、EREF _Toc202014481 h 18HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014484#_Toc2020144842.6.筛板的流体力学验算PAGEREF _Toc202014484 h 21HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014490#_Toc2020144902.7.塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc202014490 h 23HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDe

6、sktop报告邓子.doc l _Toc202014496#_Toc202014496设计小结 PAGEREF _Toc202014496 h 29HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop报告邓子.doc l _Toc202014497#_Toc202014497参考资料30设计说明书1.1塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔汽液接触构件的构造形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进展汽液与传热。正常操作下，气相为分散相。液相为连续相，

7、气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料外表下流，气体逆流而上有时也采用并流向下流动，汽液两相密切接触进展传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。1.2塔设备的性能指标为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条根本原则：使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善别离；在塔使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：通量单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；别离效率单位

8、压降塔的别离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；适应能力操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、构造简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。1.3 板式塔与填料塔的比拟工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：生产能力；别离效率；塔压降；操作弹性；构造、制造及造价。生产能力填料塔件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。别离效率一般情况下，填料塔具有较高的别离效率。在减压、常压和低压压力小于0.3MP操作下，

9、填料塔的别离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的别离效率略优于填料塔。塔压降填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。操作弹性一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。构造、制造及造价填料塔的构造较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。1.4精馏原理塔别离均相液态混合物的原理：蒸气由塔底进入，与下降液进展逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，到达组

10、分别离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一局部作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的局部则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一局部送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一局部液体作为釜残液取出。热量自塔釜输入，物料在塔经屡次局部气化与局部冷凝进展精馏别离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯氯苯混合液原料经预热器加热到露点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体集合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进展热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出局部液体作为塔底产品，局部液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶

11、蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将局部冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余局部经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如上图2.精馏塔的物料衡算生产能力进料量30000吨年操作周期 7200 小时年进料成分：含氯苯35%质量分率，下同塔顶产品组成氯苯含量不得高于1.7%;塔底产品组成含氯苯为98%.2、操作条件操作压力4000Pa表压进料热状态 q=0.7 单板压降： 或=0.7kPa 3、设备型式筛板或浮阀塔板F1型苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压温度8090100110120130131.8苯76010251350176022

12、5028402900氯苯148205293400543719760不大于。由化学化工物性数据手册P174可知：表5-1 苯和氯苯的物理性质工程分子式分子量M沸点K临界温度tC临界压强PCatm苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工根底数据手册P457及插计算可知： 表5-2 液体的外表力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化学化工物性数据手册P299、P300可知：表5-3 苯与氯苯的液相密度温度()60801001

13、20140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9由化学化工物性数据手册P303、P304可知：表5-4 液体粘度温度()6080100120140苯mP.s0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mP.s0.5150.4280.3630.3130.274原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.561kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量物料衡算原料处理量F 总物料衡算苯物料衡算得 D=34.636Kmol/h W=

14、12.974Kmol/h2.2.塔板数确实定理论板层数NT的求解苯氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。由任务书给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据表1-1，可得苯氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：表1-2苯-氯苯气液平衡数据t/8090100120130131.8*1.003 0.679 0.444 0.128 0.020 0.001 y1.001 0.914 0.786 0.379 0.075 0.003 根据气液平衡数据，可绘出*y图，如下列图11图11苯氯苯的平衡曲线根据平衡曲线图，可求出理论板数：图12 图解法求理论板数求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图1-1

15、中对角线上，自点e(0.727,0.727)作垂线q线，该线与平衡线的交点坐标为：故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液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图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图12所示。求解结果为总理论板层数=10(包括再沸器)进料板位置4实际板层数的求取精馏段实际板层数提馏段实际板层数2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算精馏段操作压力计算塔顶操作压力 KPa每层塔板压降P=0.7 KPa进料板压力 KPa精馏段平均压力 KPa提馏段操作压力的计算塔底操作压力 KPa提馏段平均压力 KPa操作温度计算根据苯氯苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据

16、，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯氯苯的t*y图，见下列图图13苯-氯苯的气液平衡相图由图可知：塔顶温度： t=80.4进料板温度： t=89.1.精馏段平均温度: 塔底温度： t=130提馏段平均温度：平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由，查得平衡曲线见图12，得进料板平均摩尔质量计算由图解理论板见图12，得查平衡曲线见图12得精馏段平均摩尔质量平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算塔顶液相平均密度的计算，由查手册得进料板液相平均密度的计算进料板液相质量分率精馏段液相平均密度为液体平均外表力计算液体平均外表力依下式计算塔顶液相平

17、均外表力的计算由查手册得进料板液相平均外表力的计算由查手册得则精馏段平均外表力：液体平均黏度的计算液体平均黏度依下式计算塔顶液相平均粘度的计算：查手册得,进料板液相平均粘度的计算由查手册得解出2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中C由计算，其中的C20由附图1师史密斯关联图查取。图的横坐标为板间距与塔径关系表5-5塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600根据上表，取板间距HT=0.4m,板上液层高度,则查附图11得取平安系数为0.7，则空塔气速为按

18、标准塔径园整后为塔截面积为实际空塔气速为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开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=2.5.塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径D=0.7m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：1.堰长取堰长为2.溢流堰的高度由选取平直堰，堰上液层高度，由下式计算近似取E=1，则取上层清液层高度3.弓形降液管宽度和截面积由查附图2弓形降液管参数，得故依5验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。4.降液管底隙高度取则故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度塔板布置1.塔板的分块因D=700mm，故塔板采用整

19、块式。2.边缘区宽度确定开孔区面积计算取，1)塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块2)由式：计算开空区面积，其中：， ； 所以 4.筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为mm筛孔数目为n开孔率为气体通过阀孔的气速为2.6.筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算干板阻力由下式计算由，查附图3干筛孔的流量系数图，得，故气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力由式计算，查附图4充气系数关联图，得故m液柱气体通过每层塔板的压降为故，设计允许液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差

20、的影响。液沫夹带液沫夹带由下式计算故故在本设计中液沫夹带在允许围。液漏对筛板塔，漏液点气速，可由下式计算实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏夜。.液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高度应服从下式的关系苯氯苯物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，可由下式计算，即液柱所以故在本设计中不会发生液泛现象2.7.塔板负荷性能图漏液线由得整理得在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示LS,m3/s0.00020.00040.00060.0008VS,m3/s0.05970.06070.06160.0623由上表数据即可作出漏液线1液沫夹带线以气为限，求关系如下：故整理得：在操作

21、围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示0.00060.00150.00300.00450.7350.7080.6500.601由上表数据即可作出液沫夹带线2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。由下式计算取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。液泛线令由;连立得忽略，将的关系式代入上式，并整理得式中带入有关数据得故在操作围，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示0.00060.00150.00300.00

22、451.6681.2860.7980.054依表中数据作出液泛线5， 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。由图5-20得，故操作弹性为图5-20精馏段筛板负荷性能图所设计筛板的主要构造如下表筛板塔设计计算结果序号工程数值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均温度tm, 气相压力Pm，KPa气相流量Vs，m3/s液相流量Ls, (m3/s )实际塔板数有效段高度Z，m塔径，m板间距，m溢流形式降液管形式堰长，m堰高,m板上液层高度,m堰上液层高度

23、,m降液管底隙高度,m安定区宽度,m边缘区宽度,m开孔区面积,m2筛孔直径,m筛孔数目孔中心距,m开孔率,%空塔气速,m3/s筛孔气速, m3/s稳定系数每层塔板压降,Pa负荷上限负荷下限液沫夹带,(液/气)气相负荷上限，m3/s气相负荷下限，m3/s操作弹性87.25107.050.4520.000671580.70.4单溢流弓形0.4620.04070.050.00850.001810.0650.0350.098040.00529000.01510.10.4327.921.56508.7液泛控制漏液控制0.00360.0004523.15二、设计小结塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,它可以使气(或汽)或液液两相严密接触，到达相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和枯燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过