化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔-浮阀塔设计)

设备工作日：每年330天，每天242)塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)对设计过程的评述和有关问题的讨论。其他物性数据可查有关手册。 6 6 6 6 8 8 8 82.2平均摩尔质量 8 8 93.1理论塔板数NT的求取 9 10 113.4全塔效率ET 12N3.5实际塔板数p（近似取两段效率相同） 13 134.1平均压强pm 134.2平均温度tm 14M4.3平均分子量m 144.4平均密度ρm 15σ 16σ4.6液体的平均粘度μL,m 17 18 196.1塔径 19 207.1溢流装置 207.2塔板布置 23 25 25 27 28 30 304.2液泛线 31 32 33 33 35 35 36 36 36 37 385.1进料管 385.2回流管 38 395.4釜液排出管 395.5塔釜进气管 40 40 417.1筒体 417.2封头 417.3裙座 41 41 418.2冷凝器 428.3再沸器 43 44 45 45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□范围温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。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（q=1将原料液通过预热器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，送至储罐。苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和W,=41000000kg/(330×24h)=5176.77kg/h,全塔物料衡算：总物料衡算F=D+W苯物料衡算0.728F=0.986D+0.00288W联立解得D=129.34kmol/hF=175.36kmol/h3.1理论塔板数NT的求取下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y温度/□pipi苯x10y10度53本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。将表3-1中数据作图得x~y曲线。y10y=x f(x)x考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的L=RD=0.753×129.34=97.39kmol/h精馏段操作线=0.430x+0.568由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点d(0.737,0.890)时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点xW=(0.002888,0.00288)为止。用Excel作图，各梯xy0.943440.94344 0.9374880.9374880.62883y0y 提镏段 水平铅锤线x按上法图解得到：加料板位置NF=43.4全塔效率ET选用ET=0.17-0.616logμm公式计算。该式适用于液相粘度为粘度。D=0.986xW=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：tD=80.43□tW=138.48□,tm=(tD+tW)/2=(80.43+138.48)/2=109.5□温度□μm=μAxF+μB(1-xF)=0.24×0.728+0.26×(1-0.728ET=0.17-0.616logμm=0.17-0.616log0.25=0.533.5实际塔板数Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1=3/0.53=5.66块，取Np1=6块提馏段：Np2=7/0.53=13.21块，取Np2=14块总塔板数Np=Np1+Np2=20块4.1平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。加料板：pF=105.3+0.7×6=109.5kPa4.2平均温度tm4.3平均分子量MmMV=78.11×0.963+112.61×(1-0.963)=79.39kg/kmol''MV'=78.11×0.535+112.61×(1-0.535)=94.15kg/kmolρm4.4.1液相平均密度ρL,m表4-1组分的液相密度ρ（kg/m3）温度，(□)ρ苯苯：ρA=912-1.187t推荐：ρA=912.13-1.1886t氯苯：ρB=1127-1.111t推荐：ρB=1124.4-1.0657t塔顶：PLD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886×80.43=816.5kg/m3PLD,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657×80.43=1038.7kg/m3进料板：PLF,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886×88.14=807.4kg/m3PLF,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657×88.14=1030.5kg/m3塔底：PLW,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886×113.3=777.5kg/m3PLW,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657×113.3=1003.7kg/m34.5液体的平均表面张力σm苯σLm=Σxiσi,σD,B=26.07mN/m,σF,A=20.19N/m,σF,B=25.32mN/m,σW,B=22.37mN/m4.6液体的平均粘度μL,m液相平均粘度可用m=Σxilg表示,μ,μ,μ,μ精馏段：提镏段：液相体积流量Lh'=0.00853m3/s=30.7m3/h精馏段：初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=60mm，则：查Smith通用关联图得C20=0.085按标准塔径圆整取D=1.6m提镏段：初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=60mm，则：查Smith通用关联图得C20=0.082按标准塔径圆整取D=1.6m盘，且不设进口内堰。7.1.1溢流堰长（出口堰长）lw精馏段堰上溢流强度Lh/lw=8.64/1.28=6.75m3/(m.h)<100~130足强度要求。提镏段堰上溢流强度Lh'/lw=30.8/1.28=23.43m3/(m.h)<100~130m3/(m.h),满足强度要求。7.1.2出口堰高hwhw=hLhow对平直堰how=0.00284E(Lh/lw)2/3于是：how=0.00284×1×(8.64/1.28)2/3=0.014m>0.006m（满足要求）w/D=0.8及，Lh/lw2.5=30.6/1.282.5=16.51查化工原理课程设计验证：0.05how'<hw'<0.1how'(设计合理)7.1.3降液管的宽度Wd和降液管的面积AfWd=0.336m，AT=D2=精馏段：τ=AfHT/Ls=0.30×0.45/0.00240=56.25s>5s（满足要求）提镏段：τ'=AfHT/Ls'=0.30×0.45/0.00856=15.77>5s（满足要求）7.1.4降液管的底隙高度ho为4块。精馏段：t'=65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=206'P,vF0=u'P,v所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段：t'=65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=206所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。（3）计算液体表面张力所造成的静压头降hσ由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降提镏段：式Hd=hp+hd+hL前已计算hp=0.044m可见，所夹带气体可以释出。前已计算hp'=0.059m可见，所夹带气体可以释出。判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算的。泛点率的计算时间可用式：Ap=AT2Af=2.00962×0.281=1.4476m2精馏段：提镏段：要求。即Vs=2.4121.65Ls即为负荷性能图中的线(y1)负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。ss' ε0液体经过降液管的静压头降可用式hd=0.153精馏段：φ=0.5;HT=0.45m;hw=0.0472m;ε0=0.5;pv=2.87kg/m3;pl=845.8kg/m3;N=206;s0s提镏段：φ=0.5;HT=0.45m;hw'=0.0304m;ε0=0.5;Pv'=3.35kg/m3;PL'=937.4kg/m3;N=206;整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS2=11.0502-8078.357LS2-52.7417LS23'用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2’)。足上述条件。=所精馏段min=d02N=0.785×0.0392×226×=0.80m3/s,即负荷性能图中的线(y4)。提镏段min'=d02N=0.785×0.0392×226×=0.74m3/s,即负荷性能图中的线(y4’)。取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。精馏段：按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的提镏段：精馏段负荷性能图如下：漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=2.38m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.80m3/s提馏段负荷性能图如下：漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax'=2.40m3/s,气相负荷下限Vsmax'=0.81m3/s所以可得液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD故取塔顶空间为：一层塔盘到塔底下封头切线的距离：要求，对于D≥1000mm的板式塔，每取2个人孔。本塔中共20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。法兰相同，本设计也是如此板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：H=HD+(Np-2-S)×HT+S×HT'+HF+HB+H1+H2HB——塔底空间，m；HF——进料段板间距，m；Np——实际塔板数；S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空H1——封头高度；mH2——裙座高度；m塔体总高度：H=1.5+(20-2-2)×0.45+2×0.6+0.6+2.1+0.4+3=16m浮阀塔总体设备结构简图：直管进料管，管径计算如下：F=175.36kmol/h,PLF,m=871.6kg/m3,取管内流速u=1.6m/sPLD,m=820.0kg/m3，取管内蒸汽流速u=30m/s塔底W=47.14kmol/h，塔顶汽相平查无隙钢管标准，取回流管规格φ38×2.5V=227.08kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度pV釜==3.874kg/m3则塔釜蒸汽体积流量=6588.49kg/h取管内蒸汽流速u=30m/s根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80HG塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500HG50塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500HG50封头采用椭圆形封头。塔顶：由公称直径DN=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度hi=400mm，塔釜：由公称直径DN=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度hi=400mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角进料温度tq=88.14℃PLF,A=807.4kg/m3PLF,B=1030.5kg/m3PLF,m=871.6kg/m3故可采用故可采用Φ68×3的离心泵。则相对粗糙度为：ε/d=0.0056进料口位置高度：h=（14-1）×0.45+2.1+Dt1Dt2