苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计(good)

TH——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书 2一.设计题目 2二.操作条件 2三.塔板类型 2四.工作日 2五.厂址 2六.设计内容 2七.设计基础数据 3 4 7.设计方案的思考 7二.设计方案的特点 7三.工艺流程 7 7一.设计方案的确定及工艺流程的说明 8二.全塔的物料衡算 8三.塔板数的确定 9四.塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 五.精馏段的汽液负荷计算 六.塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 七.塔板负荷性能图 八.附属设备的的计算及选型 筛板塔设计计算结果 一.设计原则确定 二.操作条件的确定 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一.设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t,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%)。1.塔顶压强4kPa(表压);5.单板压降不大于0.7kPa;每年300天，每天24小时连续运行。11.绘制塔板施工图(可根据实际情况选作);七.设计基础数据温度，(℃)8苯氯苯符号说明：H₁——封头高度，H₂——裙座高度，k₁——液膜吸收系数，m/hK——稳定系数，无因次K₆——气膜吸收系数kmol/(m²·h·kPa)m——相平衡常数，无因次n——筛孔数目Nos——气相总传质单元数，N₁——理论板层数△Pp——气体通过每层筛板的压降，Paup——泛点气速，m/sug——气体通过筛孔的速度，m/suo,ain——漏液点气速，m/su’o——液体通过降液管底隙的速度，m/sU₁——液体质量通量，kg/(m²·h)Uuin——最小液体喷淋密度，m³/(m²·h)U₁——气体质量通量，kg/(m²·h)x——液相摩尔分数X——液相摩尔比y——气相摩尔分数Y——气体摩尔比β——充气系数，无因次；下标V——气相通体由不锈钢制造，塔节规格φ25～100mm、高度0.5～1.5m,每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，三.工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一.设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二.全塔的物料衡算(一)料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。(二)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=0.47×78+(1-0.47)×112.61=96.34kg/kmolM₀=0.99×78+(1-0.99)×112.61=78.34kg/kmolMw=0.007×78+(1-0.007)×112.61=112.(三)料液及塔顶底产品的摩尔流率物料衡算、原料处理量(一)理论塔板数N,的求取温度，(℃)8苯氯苯两相摩尔分率X1725790yl354610图3-1苯—氯苯混合液的x—y图故最小回流比：操作回流比：精馏塔的气液相负荷L=R×D=0.783×37.04=29.00kmol/hL'=L+F=29.00+78.64=107.64kmol/h3.求理论塔板数求操作线方程：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：(二)实际塔板数(一)平均压强pmP₀=101.3+4=105.6kpaP=105.3+0.7×8=110.9kpa(二)平均温度t(三)平均分子量Mv=0.7Vx=0.7×1.216=0.85m/sMm=0.91×78+(1-0.91)×112.61=81M=0.7867×78+(1-0.7867)×112.61=85.38kg/kmolM₁m=0.4444×78+(1-0.4444)×112.61=97.23kg/kmolM=(78.34+85.38)/2=81.86kg/kmolMm=(81.43+97.23)/2=89.(四)平均密度p。P₄=816.6kg/m³Pa=1038.7kg/m³P₄=776.6kg/m³Pn=1019.kg/m³温度，(℃)σ苯氯苯σ₄=21.23mN/mo₈=23.07mN/mGLDm=0.98×21.23+0.02o₄=18.98mN/mσg=21.69mN/mGLFm=0.4444×18.98+0.5556μ₄=0.307mPa·sμ=0.339mPa·sμ₄=0.258mPa·sμg=0.284mPa·s2.按Smith法求取允许的空塔气速μm(即泛点气速u)3.取安全系数为0.7,则空塔气速为4.精馏段的塔径D=√4V,/mi=√4×1.804/3.14×0.9圆整取D=1600mm,此时的操作气速u=0.9665m/s5.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z=(Nu-1)H₁=(6-1)×0.4提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为600mm故精馏塔的高度为(二)塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口(1)溢流堰长(出口堰长)1(2)出口堰高h由l/D=0.6及L₄/1²⁵=8.24/0.96²⁵=9.13,查化工原理课程设计图5-5得h=0.00284×1×(8.24/0.96)³=0.0119m>0.006m(满足要求)h=h₂-hw=0.06-0.0119=0.由//D=0.6,查化原下P₇图11-16得W/D=0.11,A,/A₇=0.056,即：W₄=0.176m,A₇=0.785D²=2.01m²,A,=r=A,H₇/L₃=0.11256×0.45/0.00229=22.12s>5s(满足要求)查表5-11,得β=0.57.h=βh₁=β(h+h)=0.57(0.0481+0.0119)=气体通过每层塔板的液柱高度为h,=h+h₁+h₀=0.0468+0.0342+0.0020=0.083m液柱气体通过每层塔板的压降为Ap=Pgh,=850.19×9.81×0.083=692.25Pa=0.69kPa<0.7kPa(满足工艺要求)2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.液沫夹带=0.011kg液/kg气<0.1kg液/kg气(满足要求)在本设计中液沫夹带量在允许范围中。4.漏液漏液点的气速u筛板的稳定性系数5.液泛苯—氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5七.塔板负荷性能图1.液沫夹带线(1)表7-12.液泛线(2)在操作范围内，任取几个L,值，依式(7-4)算出对应的V,值列于下表：表7-2依据表中数据作出液泛线(2)3.液相负荷上限线(3)4.漏液线(气相负荷下限线)(4)漏液点气速表7-3依据表中数据作出漏液线(4)图7-1精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得八.附属设备的的计算及选型(一)塔体总高度板式塔的塔高如图8-1所示，塔体总高度(不包括裙座)由下式决定：H=H₀+(N₀-2-S)×H₇+S×H₁+H₉+HS——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)。(二)塔顶空间Ho塔顶空间(见图8-1)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H为(1.5～2.0)Hr。若图8-1塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。(三)人孔数目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8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm(本设计取(四)塔底空间Hg塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取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。下面简要介绍。(五)冷凝器按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。如图8-2(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。图8-2冷凝器的型式5.流体流动阻力(压强降)的计算(1)管程流动阻力(2)壳程流动阻力壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降△P₀的公式，即Fs——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取1.15,气体可取1.0。式中：F——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5,对转角三角形为0.4,正方形为0.3;f₀——壳程流体的摩擦系数；N,——横过管束中心线的管子数；N.值可由下式估算：管子按正三角形排列：n.=1.1√nh——折流挡板间距；ug——按壳程流通截面积A₀计算的流速，m/s,而Ao=h(D-nedo)。6.管壳式换热器的选型和设计计算步骤(1)计算并初选设备规格a.确定流体在换热器中的流动途径b.根据传热任务计算热负荷Q。c.确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。d.计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程e.依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。f.由总传热速率方程Q=KS△tm,初步计算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸(如D、L、n及管子在管板上的排列等),或按系列标准选择设备规格(2)计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。(3)核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻R₃;和R,在计算总传热系数K',比较K的初设值和计算值，若K’/K=1.15～1.25,则初选的换热器合适。精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸(1)釜式式再沸器如图8-2(a)和(b)所示。(a)是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。(2)热虹吸式再沸器如图8-2(c)、(d)、(e)所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%,否则传热不良。(3)强制循环再沸器如图8-2中(f)所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。图8-2再沸器的型式8.接管直径各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：(1)塔顶蒸气出口管径Dy蒸气出口管中的允许气速Uv应不产生过大的压降，其值可参照表8-1。表8-1蒸气出口管中允许气速参照表常压蒸汽速度/m/s(2)回流液管径Dg度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。(3)进料管径dy料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵输送时，流速取为(4)釜液排除管径dw釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。(5)饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在295kPa(表压)以下时，蒸气在管中流速取为20～40m/s;表压在785kPa以下时，流速取为40～60m/s;表压在2950kPa以上时，流速取为80m/s。加热蒸气鼓泡管(又叫蒸气喷出器)若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为5～10mm,孔距为孔径的5～10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2～1.5倍，管内蒸气速度为20～25m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。(1)确定输送系统的流量与压头液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头。(2)选择泵的类型与型号首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Q。和压头H。从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Q。和压头H。完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点(Q.、He)坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。(3)核算泵的轴功率若输送液体的密度大于水的密度时，可按,核算泵的轴功率。综上，所设计筛板的主要结果汇总于下表：15降液管底隙高度h₀,m0.029818开孔区面积Aa,m²1.40823空塔气速u,m/s0.966524筛孔气速uo,m/s27负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带ey,(kg液/kg气)0.011气相负荷上限Vs,mx,m²/s气相负荷下限Vs,min,m²/s操作弹性一.设计原则确定工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过2.满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽3.保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。1.操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔用加压精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中2.进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏3.加热方式精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器