【3,5-二氯苯甲酰氯生产精馏塔工艺设计计算案例5300字】

11.1概述 21.2设计方案的确定 2 21.2.2塔板类型和流程的确定 3 3 4 41.1.3操作线方程 5 5 51.1.5理论板数与实际板数的确定 6 7每层塔板压降：0.7kpa 71.1.7进料板温度的计算 71.1.8塔板效率 8 1 1.5.1塔经的初步计算 1.5.5塔板布置及浮阀数目与排列 1.5.6塔板的流体力学计算 1.5.7塔板负荷性能计算 25 1.6.3管径直径 25 1.7浮阀塔工艺设计计算结果 27根据塔内气液接触部件的形式，板式塔内可以设置多层生产能力；(2)分离效率；(3)操作弹性；(4)塔板压降；(5)结构、设备取材板式塔具有结构简单、价格低廉、适应性强等优点，1.2设计方案的确定设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、要操作条件。所选方案必须满足以下几个条件：(1)规定的工艺要求，达到指定的质量；(2)操作稳定、易于调节；(3)经济合理；(4)生产安全。为了实现蒸馏分离作业，还必须配备塔式转压器和塔顶冷凝器等设备，因此(1)操作压力的选择蒸馏过程有常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。因为3,5-二氯苯甲酰氯不是一(2)进料热状况的选择在精馏过程中，通常存在五种热工条件，这些热工条件影响塔板上的气液原料以提高学习能力以及利用率。综合考虑本设计，本(3)加热方式的选择蒸馏常常采用间接蒸汽加热，因为如果采用直接蒸汽加热，就会稀释釜内的溶液，考虑到这种情况的缺点，因此本设计采用间接(4)回流比的选择在一定的分离任务中，当回流比较大时，每层塔板的分离效率都会提高，因考虑各方面因素，采用R=2Rmin。(5)回流的方式本次活动课程教学设计的任务是设计进行分离3,5-二氯苯甲酰氯-3,5-二氯和不易挥发的3,5-二氯苯甲酸，选择常压下的连续系统操作管理方式。混合溶馏分离，要求3,5-二氯苯甲酰氯的生产能力为3000t/年，塔顶溜出液中3,5-二氯苯甲酰氯浓度不低于98%,残液中3,5-二氯苯甲酸含量小于2%。原料液中含3,5-二氯苯甲酸为40%,其余为3,5-二氯苯甲酰氯(以上均为质量分数)。且精馏塔顶压力为9KPa(表压),单板压降≤0.7KPa。1.3塔板的工艺计算生产能力：年处理3,5-二氯苯甲酰氯-3,5-二氯苯甲酸混合液1万吨(开工率300天每年)操作平均压力：常压原料：3,5-二氯苯甲酸40%分离要求：塔顶3,5-二氯苯甲酰氯含量不低于98%塔底3,5-二氯苯甲酰氯含量不超过1%进料热状态：泡点进料单板压降：<=0.7kpa塔板类型：浮阀塔建厂地址：盐城★附加说明：为确保产品质量和收率，釜残液按1%计算。1.1.1精馏塔全塔物料衡算原料液3,5-二氯苯甲酰氯组成：塔顶组成：塔底组成： 进料平均分子量：MF=0.3768×209.5+0塔釜产品的平均相对分子质量：Mw=0.0091×209.5+0.9909×190=190.18物料衡算式为：联立代入求解：F=3.53kmollhD=1.33kmol/h1.1.2回流比的确定根据1.103×10⁵Pa下，泡点进料，所以q=1,即q为一直线，3,5-二氯苯甲酰氯的相对挥发度α=1.376。其中△Hm=35465J,T₁=283K,P₁=N提馏=12,因此假设成立。故塔顶温度40℃,(1)理论板数的确定精馏段：,N′in=4,N=5所以，加料板为塔顶往下的第6层理论塔板。(2)实际板层数的确定设塔板效率为49%,其中△Hm=27645J,T₁=298K,P==264.807×0.9780+64.80×0.022=260.407kPa,则因为,因此假设成立。故塔底温度tw=60℃,,所以全塔平均相对挥其中△Hm=27645J,T₁=298K,P=20.05kPa,T₂=327K解得：PA=209.35kPa,PB=53.96kPa=209.35×0.9780+53.96×0.022=205.93kPa,则因为所以，假设成立。故塔底温度tp=54℃,dH.图3-1全塔效率关联曲线式中：α—一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度(1)精馏段已知：精馏段的平均挥发度α1=3.2970平均液相粘度μ=0.2846故NPI=23块(2)提馏段所以：E′r=0.49(3.9240×0.0.4408)⁰.245=0.428故NP₂=12块全塔所需实际塔板数：NP=NP1+NP2=23+12=35块全塔效率,上面假设的效率成立加料板位置在第18(3)塔底1.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.4.1操作压力计算精馏段平均压力提馏段平均压力1.4.2平均摩尔质量(1)塔顶MDm=0.9780×209.5+0.0220×190=209.0710MDm=0.9353×209.5+0.0647×190=208.2384(2)进料板进料板为第18块板，yF=0.3768MLFm=0.3768×209.5+(1-0.3768)×190=197.3476MVFm=0.1640×209.5+(1-0.1640)×190=193.1980精馏段：则精馏段的平均摩尔质量：Mywm=0.0356×209.5+(1-0.0356)×190=190.6942MLwm=0.0091×209.5+(1-0.0091)×190=190.1775则提留段的平均摩尔质量：1.4.3平均密度计算(1)气相平均密度精馏段气相平均密度：提留段气相平均密度：(2)液相平均密度塔顶液相平均密度：to=40°℃,查得Pᴀ=1327.34kg/m³,Pʙ=1091.812kg/m³kg/m³进料板液相平均密度：/m³则精馏段液相平均密度：塔釜液相平均密度：由tw=60℃,查得PA=1322.58kg/m³,PB=1082.4则提留段液相平均密度：1.4.4表面张力计算表3-1不同温度下两种物质的表面张力温度℃(1)塔顶液相平均表面张力的计算由tp=40℃,查表4,求得：OLm=xp·σA+(1-xp)·σB=0.9780×46.7+(1-(2)进料板液相平均表面张力的计算由tp=54℃,查表4,用内插法求得：mOLFm=xp·σA+(1-xF)·σB=0.3768×43.780+(1-0.(3)塔釜液相平均表面张力的计算由tw=60℃,查表5-1,用内插法求得：σA=42.7mN/mσB=36.2mN/mOLwm=Xw·σA+(1-xw)·σB=0.0091×42.7+(1-=36.259mN/m则：精馏段的平均表面张力：提馏段的平均表面张力：则：精馏段的平均表面张力：提馏段的平均表面张力：1.4.5气液相体积流量计算(1)精馏段：L=RD=2.40×1.33=3.192kmol/hPL1=1109.7545kg/m³,pv1=8.07质量流量：Li=MLL=208.2384×3.192=664.695kg/h=0.18V₁=MviV=209.0710×4.522=936.375kg/h=0.26体积流量：(2)提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1L′=L+qF=3.192+3.53=6.722kmol/h=0.0019kmol/s已知：ML2=190.1775kg/kmol,Mv2=190.6942PL₂=1084.4223kg/m³,pvz=9.2833kg/m³质量流量：L₂=ML₂ZL′=190.1775×0.0019=0.3613kg/sV₂=Mv₂V'=190.6942×0.0013=0.2471.5浮阀塔尺寸的计算(1)精馏段式中C可由由u=(安全系数)×umx,式中C可由33图3-2史密斯关联图取板间距：Hr=0.35m,板上液层高度h=0.07m,则Hr-hu=0.28mu₁=0.7umax=0.7×0.700=0.490塔径按计算值D'进行园整。圆整：Di=0.3m横截面积：空塔气速：(2)提馏段查图可知：C₂o=0.055,u2=0.7×0.634=0.444m横截面积：空塔气速：1.5.2精馏塔有效高度的计算塔的有效段高度用下式计算：塔高H人孔数且68块板需设置一个人孔，H为板间距(m),H为人孔处的板间距=1.3+(33-4-2)×0.35+4×0.6+0.7+1.3+1.8=(1)堰长1取lw=0.65D=0.65×0.3=0.20m(2)溢流堰高度hhw=h-how=0.07-0.0059=0.h'w=hL-h'ow=0.07-0.0094=0.0(3)弓形降液管宽度和横截面积因为则Af=0.07×0.071=0.0050m²,Wa=0.124×0.3=0.0372m验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间θ>5s,故降液管可用。(4)降液管底隙高度精馏段的底隙高度：取降液管底隙的流速u₀=0.1m/s,因为h₀不小于h₀,所以满足要求。则则(1)塔板分布本设计塔经D=0.3m,采用分块式塔板，以便通过人孔装拆(2)浮阀数目与排列取阀孔动能因子F₀=12,则孔速为一般碳钢的塔板厚度为34mm,取d。=0.039取边缘区宽度Wc=0.05m,破沫区宽度Ws=0.07m其中,通常开孔率在515%之间。取F₀=12,则每层塔板上浮阀数目为n/s,F′o₁=3.9302×√9.2838=1阀孔动能因子变化不大，仍在9-13%范围内。1.5.6塔板的流体力学计算(1)气相通过浮阀塔板的压降可根据h,=h+h₁+h计算a.精馏段干板阻力：因U₀₁>Uoc₁故：板上气液层阻力：取ε₀=0.5,h=ε₀h=0.5×0.07=0.035m液体表面张力所造成的阻力忽略不计，因此：△hp1=hpipL1g=0.07×1109干板阻力：因Uo₂>Uoc₂,板上充气液层阻力：取ε₀=0.4,hi2=0.4×0.07=0.028表面张力所造成的阻力忽略不计，因此：△hp2=hp2pL2g=0.06×1243(2)淹塔为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度H₄≤φ(H₇+h)a.精馏段液体通过降液管的压头损失：板上液层高度：取φ=0.5,已选定Hr=0.35,hw=0.0626可见Ha<φ(H₇+hw),所以能够防止淹塔。b.提馏段液体通过降液管的压头损失：取φ=0.5,H′r=0.35,hw2=0.0588所以也符合防止淹塔的要求，即不会发生液泛。(3)液沫夹带a.精馏段板上液体流经长度：ZL=D-2Wa=0.3-2×0.0372=0.2256m板上液流面积：Ab=Ar-2Af=0.071-2×0.00物性系数K=1.0,由泛点负荷系数与密度关系得：C=0.103=44.7%因为当泛点率不超过80%,无物沫夹带影响。取物性系数K=1.0,CF=0.11由计算可知符合要求。(1)物沫夹带线据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算a.精馏段整理得：0.005=0.0855Vs+0.3068Ls由上可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，算出Vb.提馏段整理得：0.005=0.087V's+0.3068L's(2)液泛线而所以：Vs2²=0.194-12851.5Ls2²-2.578Ls(3)液相负荷上限停留时间按下式计算：以Q=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则(4)漏液线对于F型重阀，依F₀=5作为规定气体最小负荷的标准，(5)液相负荷下限取堰上液层高度h=0.006作为液相负荷下限条件作液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。(6)塔板负荷性能图1-漏夜线1-漏夜线2-液膜夹带线5-液泛线6-操作线1-漏夜线6-操作线4由塔板负荷性能图可以看出：(1)设计点处在适宜操作区内的适中位置；(2)塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；气相负荷下限(Vs)min=0.1245(0.1246)。所以：提馏段操作弹性1.6附件设计1.6.1再沸器