苯-氯苯分离过程填料精馏塔设计

PAGEPAGE化工原理设计化工原理课程设计题目苯—氯苯分离过程填料精馏塔设计学院名称化学化工学院指导教师职称班级学号学生姓名2011年1月14日目录课程设计任务书…………1设计基础数据表………………..2引言……………4一、设计方案的确定…………...4二、精馏塔的物料衡算………6三、塔板数的确定……………..7四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………9五、精馏塔填料的选择………..13六、塔板主要工艺尺寸的计算…………………13七、填料塔载点泛点的校核…………………...16八、设计过程的评述和总结…………………...16参考文献…………18心得体会…………18化工原理设计-1-《化工原理》课程设计任务书专业：班级：2008级设计人：设计题目苯—氯苯分离过程的填料精馏塔设计生产能力：年处理苯—氯苯混合液22.0万吨/年(开工率300天/年)原料:氯苯含量为36%(质量百分比,下同)的液体.（q=1.6）要求:塔顶氯苯含量不高于2%塔底氯苯含量不低于99.8%pa(表压)单板压降≤建厂地址:衡阳二.设计要求(一)编制一份设计说明书（打印稿），主要内容包括：前言；流程的确定和说明书（附流程简图）；生产条件的确定；精馏塔的物料衡算填料层高度的确定;精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；塔板的主要工艺尺寸计算及塔板的流体力学验算;塔板负荷性能图,精馏塔接管尺寸计算;绘制生产工艺流程图设计结果列表；设计结果的讨论和说明；注明参考和使用的设计资料；结束语。(二)绘制填料精馏塔的设备装配图(手绘1#号图纸)三.设计日期：2010年12月29日至2011年1月14日注：平衡数据查相关资料化工原理课程设计19-设计基础数据1．组分的饱和蒸气压P0i温度℃8090100110120130P0i×3-1KPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其它物性数据可查化工原理手册。2．组分液相密度ρ温度℃8090100110120130ρ,Kg/m3苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算:苯：ρA=912-1.187t氯苯：ρB=1127-1.11t式中：t—温度,℃.σ温度℃8085110115120131σ,mN/m苯氯苯双组分混合液体的表面张力σm可按下式计算式中σm混合液体的平均表面张力，mN/m；σA、σB纯组分A、B的表面张力，mN/m；xA、xBA、B组分的摩尔分率。4．氯苯的气化潜热常压沸点下的气化潜热为35.3×103KJ/Kmol。纯组分的气化潜热与温度关系可以用下式表示：式中tc———组分的临界温度，℃，对氯苯tc=359.r1、r2————组分在t1、t2温度下的气化潜热，KJ/Kmol。

引言1、塔设备设计概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到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、气体的湿法净制和干燥，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程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。一、设计方案的确定本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用冷液进料，将混合料液送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：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）C6H678．1180．1288．56833．4氯苯（B）C6H5Cl45202.苯－氯苯的气液相平衡数据表苯－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1112090130100001103.组成饱和蒸气压表苯－氯苯的组成饱和蒸气压温度℃8090100110120130mmhg苯760102513501760225028402900mmhg氯苯1482052934005437197604.液相密度表苯－氯苯的液相密度温度℃8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表1.5苯－氯苯液体粘度µ温度(℃)6080100120140苯（mP.s）氯苯（mP.s）二、精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量氯苯的摩尔质量2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3、物料衡算要求年处理苯—，每年按300天工作日计，每天按24小时连续生产。原料处理量Fkmol/h总物料衡算:F=D+W（1）易挥发组分物料衡算（2）联立上式（1）、（2）得：D=kmol/hw=kmol/h三、塔板数的确定1、理论板层数的求取苯－氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数根据苯－氯苯物系的气液平衡数据，绘出x-y，t-x-y图图3.1苯－氯苯的气液平衡x-y图图3.２苯－氯苯的气液平衡t-x-y图（3）、求操作线方程L=RD=2×=kmol/hV=L+D==kmol/hL’=L+qF=+×=1064.15kmol/hV’=V＋(q-1)F=kmol/h精馏段操作线方程提馏段操作线方程（4）、图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为总理论板层数.5（包括再沸器）进料板位置2、全塔效率E当塔顶组成=0.986，时查t-x-y图得:塔顶温度:℃进料温度:=87.5℃塔平均温度:=（81.5+87.5）该温度下进料液相平均粘度：查液体粘度共线图有：tm=℃由温度——组成图可得：,+=根据气液平衡数据计算得：故E=3.实际板层数的求取精馏段N精＝2/0.47≈5块提馏段N提＝6.5/0.47≈14块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力计算塔顶操作压力PD＝4＋101.3＝kpa进料板压力PF=105.3＋0.7×5=1kpa塔底压强为Pw＝kpa精馏段平均压力Pm＝（105.3＋1）/2=10kpa2、操作温度计算根据图3.2可得：，=0.986,03,=0.719查图可得：塔顶温度tD=80C进料板温度：tf=87.50C3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1可得x1=0.930MVDm=0.986×78.11＋14×115=7MLDm=0.93×78.11＋0.075=kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板yF＝0.905查平衡曲线图可得xF=0.670MVF=0.905×78.11＋0.0955=kg/kmolMLF=0.67×78.11＋0.335=kg/kmol塔底平均摩尔质量计算精馏段平均摩尔质量MV精＝（7+）/2=kg/kmolML精＝(80.52+)/2=kg/kmol4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，即精馏段气体密度:（2）、液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即由苯-氯苯温度密度关系表（如下），可做出其液相密度图。温度℃8090100110120130苯ρ817805773782770757氯苯ρ1039102810181008997985做出其液相密度图如下:由上图可查得；所以精馏段液相的平均密度:5、液体平均比表面张力计算根据下表温度℃020406080100120140氯苯表面张力mN/m苯表面张力mN/m已知tD=80C，tF=87.50C，由化学手册液体表面张力图查得：由tD0C由tF=87.50C精馏段平均表面张力：6、液体粘度根据下表温度℃20406080100120140苯粘度mPa·s氯苯粘度mPa·s已知tD=80C，tf=87.50C，由化学手册查液体粘度共线图得：mPa·s,mPa·s，mPa·s,mPa·s，精馏段平均液相粘度五填料的选择：由于瓷制鲍尔环具有生产能力达，阻力低，效率高，操作弹性大，造价低廉等特点，故选择此作为填料。选取公称直径为25mm，的乱堆瓷制鲍尔环，其比表面积，空隙率，堆积密度，干填料因子：500，湿填料因子：300六塔径的确定：查有机液体的相对密度共线图与有机液体得相对粘度共线图可得到(忽略液体体积变化)项目温度℃黏度密度液体摩尔质量蒸汽摩尔质量塔顶0.3754加料处0.298088塔底0.1995985.00精馏段根据塔内气体常压操作,假设压强为查Eckert（埃克特）通用关联图得：220.025VLGug其中，湿填料因子为300一般空塔气速为泛点气速的倍，这里取塔径圆整到D=②提馏段：查Eckert（埃克特）通用关联图[4]得：220.13VLGug其中，湿填料因子为300一般空塔气速为泛点气速的倍，这里取0.7m/s塔径，圆整到D=m2填料层高度计算Z=HETP*NT.精馏段填料层高度为：提留段填料层高度为：设计取精馏段填料层高度为1m,提留段填料层高度为3.5m.所以精馏段和提留段均不用分段3填料层压降计算采用Eckert通用关联图计算填料层压降.查图有,精馏段横坐标为:(Wl/Wv)/(ρv/ρl)=0.0935.φp=300m-1纵坐标为:(uF2*фF*μ/g)*(ρv/ρl)*μ查图5-21得:ΔPa/m.精馏段填料层压降为:ΔP精=112.815*1=112.815Pa查图有,提馏段横坐标为:(Wl/Wv)/(ρv/ρl)=0.1305.φp=300m-1纵坐标为:(uF2*фF*μ/g)*(ρv/ρl)*μ查图5-21得:ΔPa/m.提留段填料层压降为:ΔP提Pa填料层总压降为:ΔP=112.815+4463.55=4576.365Pa七校核1．载点、泛点校核：载点是填料层中气液两相交互作用是否显著的分界点，填料在载点前后分别具有不同的流体力学特性。在载点以后，随气速增大，填料被流体充分润湿，相际接触面增大，传质得以强化，是填料塔的正常操作。泛点：填料塔在液泛区操作极不稳定，压降大，轴向返混严重，传质效率低下，因此泛点气速是填料塔正常操作的极限气速，填料塔的正常操作一定要严格控制在泛点气速下。这个尺寸的填料塔的操作载点的经验值一般在左右，泛点的经验值一般在左右，本次设计气速在载点和泛点之间，符合设计要求。2．最小喷淋密度：为使填料能获得良好的润湿，应使塔内液体的喷淋量不低于某一极限值，此极限值为最小喷淋密度。对于直径不超过75mm的拉西环及其它填料，可取最小润湿速率为。八设计过程的评述和总结本设计所需的各种相关资料是通过图书馆查阅资料、上网等各种途径查找的。通过以上的计算和设计分析，确定和优化了一套年分离二十万吨苯-氯苯的生产装置和工艺流程。其生产方式采用连续式，主体设备填料塔、换热器再沸器。对塔设备进行了物料衡算，确定了塔的塔板数，计算了精馏塔的工作条件及有关物性数据，并对塔体工艺尺寸和填料层压降进行了计算。℃，釜液的流量也不小，故其热量很高，可以加以运用。如可以考虑用其加热原料液，也可以用来加热蒸汽。物质的混合过程是一个不可逆过程，它可以自动进行。但将一个均匀混合物在恒温，恒压下分离成两个不同组分的产物，则要消耗一定的功。不管用什么办法去完成分离过程，达到一定的分离目的时所需的最小功总可以通过一个假象的可逆过程来计算出来。因为由热力学第二定律必然应该得出这样的结论，即完成同一变化的任何可逆过程所需的功均相等。而实际过程所需的功一定大于可逆过程时的值。所需的最小功决定于要分离的混合物的组成、压力和温度以及分离所得产品的浓度、压力和温度。提高精馏过程热力学效率的途径要降低分离过程的能耗就应提高其热力学效率。一般精馏过程的不可逆性表现为以下几个方面：1在流体流动时有压力降：2塔内上升蒸汽与下流液体直接接触产生热交换时有温差，以及在再沸器和冷凝器中传热介质与物料之间存在温差；3上升蒸汽与下流液进行传质过程时，两相浓度与平衡浓度的差别。要使上述这三个过程（流体流动、传热、传质）有较大的速率，就得有一定的推动力，而推动力越大，则不可逆性就越大。反之，要提高热力学效率就必须减小压差，降低温差和缩小化学位的差别。当塔板数较多时，一般说来，压力降也要加大，同时塔釜与塔顶的温差也会增大。按式W净=QT0（1/TL-1/TH），W净就增大。原则上要降低压力降可增大塔径，降低板面液层厚度。但增大塔径意味着加大设备投资；降低板面液层厚度则使板效率变小。因此，实际上要综合考虑这些因素以确定塔径。进出每块塔板的气液相在组成与温度上的相互不平衡是使精馏过程热力学效率下降的重要因素。由下一块板上来的蒸汽比上一块下来的液体温度要高些，其易挥发组分的含量小于下流液体平衡时之值。要降低净功必须减小各板传热和板质上午推动力。这可以归结为应尽量使操作线与平衡线相接近。在工业实践中，使用中间再沸器以利用低压蒸汽或其它低品位的加热介质，以及采用中间冷凝器以利用温度较高的冷却介质，其吸引力却常常都不很大。但在低温精馏时，例如裂解气分离中的脱甲烷塔等，使用中间再沸器，实际上不是使用低品位加热介质的问题，而是可以借此回收一部分冷量；中间冷凝器的使用则可使冷却介质的冷冻级位不致太低。采用两效或多效精馏是充分利用能级的一个办法，泵流程是另一种有效的提高热力学效率的手段。塔顶蒸汽经过压缩，使其冷凝温度高于釜液的沸点，冷凝时所释放的热