苯氯苯分離過程精餾塔設(shè)計

1 苯 一 . 設(shè)計題目 : 苯 二 . 設(shè)計任務(wù)及操作條件 1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯 40%（質(zhì)量 %，下同），其余為氯苯； 2. 產(chǎn)品含苯不低于 95%，釜液苯含量不高于 2%； 3. 生產(chǎn)能力為 96 噸 /24h）原料液。 4. 操作條件 （ 1） 塔頂壓強(qiáng) 4壓）； （ 2） 進(jìn)料熱狀態(tài)自選； （ 3） 回流比自選； （ 4） 塔底加熱蒸汽壓力： 5） 單板壓降 三 . 設(shè)備形式：篩板塔或浮閥塔 四 . 有關(guān)物性參數(shù) 五 . 設(shè)計內(nèi)容 （一）設(shè)計方案的確定及流程說明 （二）精餾塔的物料衡算 （三）塔板數(shù)的確定 1、理論塔板數(shù)計算 2、實(shí)際塔板數(shù)計算 （四）塔體工藝尺寸計算 1、塔徑的計算 2、塔的有效高度計算 （五）塔板主要工藝尺寸的計算 （ 1）溢流裝置計算（堰長、堰高、弓形降液管寬度和截面積、降液管 底隙高度） （ 2）塔板布置（邊緣區(qū)寬度確定、開孔區(qū)面積計算、篩孔計算及排列） （ 3）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （ 4）塔板的負(fù)荷性能圖 （六）設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表 （七）輔助設(shè)備選型與計算 （八）生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖 （九）對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論 2 符號說明： 英文字母 板的開孔區(qū)面積， 液管的截面積 , 孔區(qū)面積 , 無因次 0mN/m 的負(fù)荷因子 um / kg/ () m m m m m m 下標(biāo) m m m hm m m m 高度 m m m m 3 m m m m m3/h m3/s m/s u0,m/s m/s m3/h m3/s m m m Z 式塔的有效高度 m 希臘字母 m s kg/ ： 項(xiàng)目 符號 單位 計算數(shù)據(jù) 精餾段 提餾段 4 各段平均壓強(qiáng) 段平均溫度 均流量 氣相 Vs m3/s 相 Ls m3/s 10際塔板數(shù) N 塊 9 7 板間距 HT m 的有效高度 Z m 徑 D 00 700 空塔氣速 u m/s 板液流型式 單流型 單流型 溢流裝置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 lw m 高 hw m 流堰寬度 Wd m 底與受液盤距離 h0 m 上清液層高度 hL m 徑 d0 孔間距 t 0 10 孔數(shù) n 個 /板 1155 1155 開孔面積 孔氣速 u0 m/s 板壓降 hp 體在降液管中停留時間 s 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 沫夾帶 ev 荷上限 霧沫夾帶線 控制 液相負(fù)荷上 限線 負(fù)荷下限 液相負(fù)荷下限線 控制 漏液線控制 5 氣相最大負(fù)荷 Vs,m3/s 相最小負(fù)荷 Vs,m3/s 作彈性 式塔設(shè)計 一、 設(shè)計方案的選定及流程簡圖 采用連續(xù)精餾過程。根據(jù)設(shè)計任務(wù)，可以采用篩 板塔，因?yàn)楹Y板塔造價比較低廉，且處理量大。原料采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂采用全 凝器，塔釜采用飽和蒸汽間接蒸汽加熱。 泡點(diǎn) 回流 3. 操作條件： A. 操作壓強(qiáng) 常壓；常壓下苯和氯苯的沸點(diǎn)分別為 ，兩者沸點(diǎn)相差較大，常壓即可較好分離。 B. 進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料；避免受季節(jié)氣溫影響。 C. 設(shè)計點(diǎn)的選擇 塔頂?shù)谝粔K板 二、 精餾塔的工藝計算 （一）料液及塔頂產(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的摩爾質(zhì)量分別為 2/0 0 2/5 預(yù)熱器 加熱至泡點(diǎn)的物料 精餾塔 全凝器 冷凝器 產(chǎn)品儲罐 儲槽 再沸器 冷凝器 產(chǎn)品儲罐 6 ） 平均摩爾質(zhì)量 k m / k m ol/ 29 6 ）（k m o l/ 2)0 2 （） 料液及塔頂、底產(chǎn)品的摩爾流率 生產(chǎn)力為 96t/料液，則 hk m o / 0 024/9 6 0 0 0 ，由全塔物料恒算： F=D+W 得： F=h D=h W=h （四）常壓下苯 1、純組分的飽和蒸汽壓 t 的關(guān)系：AP o 2、常壓（ 苯 計算示例：取溫度 t=85 950 6 P 9 6 0 1 A B C 苯 苯 7 常壓下苯 P=760 表一 溫度 5 0 00 05 10 15 20 25 30 8 （五） 塔板數(shù)的確定 1、 q 線方程。因?yàn)椴捎门蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以 q=1，則 xq=、相對揮發(fā)度 的確定。 由試差法求的： 表一中第四欄結(jié)果 在 ， = 9 試差方法：在 格中，設(shè)定各個參數(shù)的計算公式，然后按縮小范圍的方法，逐步改變溫度 t 的值，直至某一溫度對應(yīng)的 x 值為 時的 值即為所求相對揮發(fā)度。計算所用 格見附表： 設(shè)計 氯苯氣液相數(shù)據(jù)表 、最小回流比 實(shí)際回流比 R 的確定 xy qq xy 取 R=、理論塔板數(shù)計算 L=h V=（ R+1） D=（ ） h k mo l / hk m o 精餾段操作線方程： xR y T：由圖得 （含塔 10 釜）， 第 4 塊板為進(jìn)料板 5、實(shí)際塔板數(shù)計算： 板效率可用公式： 溫度 通過氣液平衡關(guān)系，使用試差法，求得各溫度見表一紅色標(biāo)注；讀得： tD tF 餾段平均溫度1t 提留段平均溫度2t 11 黏度 通過溫度查液體黏度共線圖（化工原理上冊 苯、氯苯不同溫度下的黏度見下表： 溫度（） t t A 苯 B 合液相平均黏度 Lm 相平均黏度用公式： x 以溫度為 例計算： m = ）（ 溫度（） 12 其它各組計算結(jié)果見上表 實(shí)際塔板數(shù) N 精餾段相對揮發(fā)度： 提留段相對揮發(fā)度： 精餾段： （塊） 提留段： ）（E 482 ）（塊） 則 N=9+7=16（塊） 全塔效應(yīng) .%4416 18 加料板在第 塔頂往下數(shù)） （六）相關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 I. 平均壓強(qiáng) + D+9 F+7 精餾段平均壓強(qiáng) P=（ = (w)/2=I. 密度 不同溫度下苯 13 溫度 60 80 100 120 140 苯 kg/苯kg/064 1042 1019 相密度計算公式： 液相密度計算公式： 1 （ 由下表可知精餾段和提留段 x,y 的組成 1、精餾段； 液相 x= 氣相 y=相 k m o / 2)6 9 9 氣相 k m 拉格郎日法求： 8 1 2 801 0 0 1 A31 m/ 0100 1 B31 m/ 提留段 X=餾段 X=14 則：311m/ 3 1 6 1 3 1 9 31 m/ ）（V2、提留段； 液相 x= 液相 y= 液相 k m o l/ 2)2 1 1 k m o 2)5 3 3 322m/00120 322m/ 0 41 0 1 91 0 31 0 1 6 1 0 01 2 0 則：322m/ 0 4 6 5/2 1 32 m/ ）（V表面張力 不同溫度下苯 溫度 60 80 100 120 140 苯 mN/m 苯mN/m 15 液體平均表面張力公式： 塔頂液相表面張力 m/01 0 0 m/01 0 0 m/ 進(jìn)料板液相表面張力 m/m/ ）（ 塔底液相表面張力 m/）（ 精餾段液相平均表面張力 m/）（精 16 提留段液相表面張力 m/）（提三、 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計 精餾段 質(zhì)量流量 體積流量 s/ 提留段 質(zhì)量流量 s/_ _ _2_ _ _2體積流量 s/ 17 取板間距 50板上液層高 0mm 0604 5 0h 精餾段 按 求空塔氣速 泛點(diǎn)速度 1111 查圖（化工原理下冊 ： 8 s/a x 取 u=s/ 圓整得 D=700 提留段 查圖（化工原理下冊 ： s/a x 取 u=s 18 圓整得 D=700V. 溢流裝置設(shè)計 塔徑 700，采用單溢流平頂弓形堰、弓形降液管、凹形液盤。 堰長 取 堰上液層高度： 321 0 0 取 E=1 （ 1）精餾段： 324332 出口堰高 5 7 （ 2）提留段 23332 出口堰高 4 弓形降液管的寬度 橫截面積 Dl w，查化工原理下 得， 2222 又液體在降液管內(nèi)的停留時間 19 降液管底隙高度 精餾段：取降液管底細(xì)的流速 ，則： 6004 合格 提留段：取降液管底細(xì)的流速 ，則： 6003 合格 V. 塔板布置 （ 1）邊緣區(qū)寬度 s 取 0 5 2）開孔區(qū)面積 s i 式中： )(2/ 21222 2 2 0 i mA a （ 3）開孔數(shù) n 和開孔率 取孔徑 三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度為 = 取中心距 t=20 篩孔數(shù) 個）(1 1 2 t An 00 （ 4）篩孔氣速 2 0 00 四、流體力學(xué)性能校 核及復(fù)合性能 1、塔板壓力降 精餾段 由 =4/圖 得 (200 液柱 氣體通過液層阻力 Ll 21 查圖得： =柱）0 3 液面表面張力造成的阻力損失 液柱） (0 0 2 0 氣體通過每層塔板的液柱高度 柱）（ 1 2 3 3 符合要求k P L 40 6 1 2 提溜段 )(200 液柱 液柱）0 3 液柱） (0 液柱）（ 4 2 L 20 6 9 2、液面落差 由于采用的篩板塔，液面落差很小，且本塔塔直徑 22 和液體流量均較小，所以忽略液面落差的影響。 3、液沫夾帶 精餾段 液沫夾帶量 下式計算： 干氣液 6 會產(chǎn)生過量漏液 5、溢流液泛 為了防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 ，對于苯 氯苯物系，取 精餾段 ）（wT hH42 0 0 1 2 不會產(chǎn)生液泛 提溜段 ）（wT hH32 0 0 4 不會產(chǎn)生液泛 五、 塔板復(fù)合性能圖 24 精餾段 霧沫夾帶線 以 /為限，求 3/ 0 010 0 2 8 5.2 3/ 36泛線 25 3/22223/2223/23/222223/223/23/22223/23/ 4 4 2 8 ）（則：液相負(fù)荷上限線 a x, 以 氣相負(fù)荷下限線 26 2m i n,3/2323232m i n,3/2漏液點(diǎn)氣速：液相負(fù)荷下限線 i n,32m i n,332m i n, ；取堰上液層高度精餾段負(fù)荷性能圖： 27 （ 2）提溜段 霧沫夾帶線 以 /為限，求 3/ 0 010 0 2 8 5.2 3/ 霧沫夾帶線 液泛線 液相負(fù)荷上限線 漏液線 液相負(fù)荷下限線 操作線 由圖可得： VS,s VS,s 操作彈性為： in,m a x, 28 36泛線 3/22223/2223/23/222223/223/23/22223/23/ 0 7 2 8 ）（則：液相負(fù)荷上限線 a x, 以 29 氣相負(fù)荷下限線 0 3 6 2m i n,3/2323232m i n,3/2漏液點(diǎn)氣速：液相負(fù)荷下限線 i n,32m i n,332m i n, ；取堰上液層高度提鎦段負(fù)荷性能圖： 30 六、塔板的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 （一）塔頂空間 塔頂空間是指塔內(nèi)最上層的一塊塔板到塔頂封頭的直線距 離，通常取 2） 除沫器到第一塊塔板的距離為 600塔頂空間為： （二）塔底空間 塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底的間距。依停留時間的 10 15定塔底儲液空間，塔底液面至最下層塔板之間保留 1 2m，以保證塔底液料不至于流空。塔的底部空間塔盤到塔底下封頭切線的距離： 取 B 霧沫夾帶線 液泛線 液相負(fù)荷上限線 漏液線 液相負(fù)荷下限線 操作線 由圖可得： VS,s VS,s 操作彈性為： in,m a x, =31 （三）人孔和手孔 本塔共 16 塊塔板，塔徑 D=700間距 50在塔底裙座處和從塔頂往下數(shù)第九塊板處開一人孔，開人孔處塔板間距取 600 （四）塔總高 H 0 0 01 5 0 02 2 0 01 0 0 04 5 01116 不包括底座高度，底座高 4m （五）冷凝器 設(shè)計采用強(qiáng)制循環(huán) 式冷凝器，臥式放置，采用泵向塔提供 回流液。通過計算管殼式換熱器的傳熱面積，選一臺合適的換熱器。 有關(guān)冷凝器的選型計算： 冷凝器的熱負(fù)荷 0 0/ 忽略溫度壓力對汽化潛熱的影響） 若用溫度為 C25 的水做冷卻劑，傳熱系數(shù)為 23344 料液溫度 冷卻水 4025 換熱器采用逆流操作，物料走管程，冷卻水走殼程 平均溫度差 580()4081()(12211221取傳熱系數(shù) )(250 2 估算傳熱面積： 0 0 選傳熱管規(guī)格為 ，管長 ，管內(nèi)流速 ，計算單程管數(shù) n： 32 0 0 0 4 8 程數(shù) p 選型： 0 （六） 精餾塔主要接管尺寸 進(jìn)料管 選用泵進(jìn)料，取輸送速度為 ： 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（ 規(guī)格 實(shí)際管內(nèi)流速 回流液管 利用低壓泵回流，取回流速度 則： 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（ 規(guī)格 實(shí)際管內(nèi)流速 塔頂上升蒸汽管 取 0 則： 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（ 規(guī)格 實(shí)際管內(nèi)流速 釜液出料管 33 取 ： 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（ 規(guī)格 實(shí)際管內(nèi)流速 設(shè)計感想： 通過對板式塔的