年產(chǎn)六萬噸氯苯精制工段工藝流程設(shè)計(jì)畢業(yè)論文

1、年產(chǎn)六萬噸氯苯精制工段工藝流程設(shè)計(jì)design of 6000t/a of chlorobenzene refining section 目錄摘要iabstractii引言1第1章 緒論21.1設(shè)計(jì)背景21.2氯苯性質(zhì)21.3氯苯的市場(chǎng)價(jià)值21.4氯苯生產(chǎn)工藝流程簡(jiǎn)介31.5氯苯工藝優(yōu)化4第2章 設(shè)計(jì)方案52.1設(shè)計(jì)原則52.2精餾過程設(shè)計(jì)方案52.2.1精餾方式52.2.2操作壓力52.2.3塔板形式52.2.4進(jìn)料狀態(tài)62.2.5再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排62.2.6熱能的利用62.3全凝器設(shè)計(jì)方案62.4再沸器設(shè)計(jì)方案62.5自動(dòng)控制設(shè)計(jì)方案62.5.1自動(dòng)控制系統(tǒng)的目的62.5.2

2、自動(dòng)控制系統(tǒng)方案7第3章 精餾塔工藝計(jì)算83.1計(jì)算任務(wù)83.2精餾塔的物料衡算83.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率83.2.2原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量83.2.3物料衡算83.3塔板數(shù)的確定93.3.1理論板數(shù)93.3.2實(shí)際塔板數(shù)113.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)113.4.1操作壓強(qiáng)113.4.2操作溫度113.4.3平均分子量123.4.4平均密度133.4.5液體的平均表面張力143.4.6液體的平液均粘度143.5塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸153.5.1塔徑153.5.2操作氣速153.5.3精餾段的塔徑163.5.4精餾塔有效高度163.6塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸173

3、.6.1溢流裝置173.6.2塔板布置183.6.3開孔數(shù)和開孔率193.7驗(yàn)算193.7.1塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算193.7.2液面落差的驗(yàn)算203.7.3霧沫夾帶量的驗(yàn)算203.7.4漏液的驗(yàn)算203.7.5液泛的驗(yàn)算213.7.6塔板負(fù)荷性能圖213.8筒體設(shè)計(jì)243.8.1計(jì)算準(zhǔn)備243.8.2液體靜壓力243.8.3筒體厚度243.8.4校核水壓試驗(yàn)強(qiáng)度243.9封頭設(shè)計(jì)253.9.1封頭厚度253.9.2應(yīng)力強(qiáng)度校核253.9.3最大允許工作壓力263.9.4進(jìn)料管263.9.5塔頂蒸汽出口管263.9.6回流管273.9.7釜液出口管273.9.8氣體進(jìn)口管27第4章 輔助設(shè)備計(jì)算

4、304.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)304.1.1選擇換熱器的類型304.1.2總傳熱面積304.1.3工藝結(jié)構(gòu)尺寸314.1.4換熱器核算324.2塔底再沸器設(shè)計(jì)354.2.1估算再沸器的尺寸354.2.2校核總傳熱系數(shù)36第5章 儀表自動(dòng)控制415.1化工過程自動(dòng)控制的目的415.2自動(dòng)控制系統(tǒng)分類415.3液位自動(dòng)控制系統(tǒng)415.3.1原料液儲(chǔ)罐液位控制系統(tǒng)415.3.2塔底液位自動(dòng)控制系統(tǒng)415.4流量自動(dòng)控制系統(tǒng)425.4.1原料液流量自動(dòng)控制系統(tǒng)425.4.2釜液流量自動(dòng)控制系統(tǒng)425.5溫度自動(dòng)控制系統(tǒng)425.5.1原料液溫度自動(dòng)控制系統(tǒng)425.5.2塔頂全凝器溫度自動(dòng)控制系統(tǒng)435.5.3

5、塔底溫度自動(dòng)控制系統(tǒng)43結(jié)論44致謝45參考文獻(xiàn)46年產(chǎn)六萬噸氯苯精制工段工藝流程設(shè)計(jì)摘要：氯苯作為一種重要的有機(jī)合成原料，在生產(chǎn)上應(yīng)用廣泛。由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯。本設(shè)計(jì)為一座連續(xù)精餾塔，用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的氯苯。本設(shè)計(jì)主要完成了工藝計(jì)算和設(shè)備設(shè)計(jì)兩個(gè)方面的內(nèi)容，經(jīng)物料衡算和熱量衡算確定了塔高11.90m、塔徑1800mm、板間距500mm、操作彈性3.647的篩板塔一座。在此基礎(chǔ)上，對(duì)輔助設(shè)備如全凝器、再沸器進(jìn)行了簡(jiǎn)單計(jì)算和核算，并初步選定規(guī)格。同時(shí)繪制了塔設(shè)備圖和帶控制點(diǎn)的工藝流程圖，并設(shè)置了控制點(diǎn)合適的自動(dòng)控制裝置。關(guān)鍵詞：氯苯 精餾 篩板塔 design

6、of 6000t/a of chlorobenzene refining section abstract：as a significant synthetic organic raw material,chlorobenzene is widely used in the production.the combination of liquefied-benzene and chlorine produces chlorobenzene,which consists a certain quantity of benzene.this paper was designed for a con

7、tinuous sieve-plate tower which is suitable for separating volatile benzene and less volatile.process calculate and equipment design are completed.we have made material balance and energy balance calculate.furthermore,the tower heights is 11.9m,the tower diameter is 1800mm, bar space is 500mmand ela

8、sticity of operation is 3.67.base on the tower,auxiliary equipments,such as condenser and reboiler,are simply calculated and dimension is selected.additionally,column equipment drawing,as well as process flow diagram,is attached for this project and automatic control system,with a corresponding cont

9、rol point,is set up as well.key words：chlorobenzene; distillation; plate column引言氯苯是一種重要的基本有機(jī)合成原料，氯苯在國(guó)內(nèi)的市場(chǎng)需求是非常可觀的，氯苯市場(chǎng)發(fā)展空間很大。以氯化苯為原料可以生產(chǎn)上百種化工產(chǎn)品，其中直接消耗氯化苯的主要化工產(chǎn)品有對(duì)硝基氯化苯、鄰硝基氯化苯、二硝基氯化苯和二苯醚等。其中80左右產(chǎn)品用于合成硝基氯苯，其余用于二氯苯、農(nóng)藥等有機(jī)合成工業(yè)1。隨著我國(guó)對(duì)、鄰硝基氯化苯工業(yè)快速發(fā)展，氯苯生產(chǎn)能力迅速提高。目前我國(guó)氯苯生產(chǎn)規(guī)模、技術(shù)水平、質(zhì)量指標(biāo)均達(dá)到國(guó)際先進(jìn)水平，其中生產(chǎn)能力約占全球總產(chǎn)能的70

10、%左右，因此不僅滿足國(guó)內(nèi)市場(chǎng)需求，還有一定數(shù)量的出口，特別是其下游衍生物的大量出口尤其明顯2。本課題以優(yōu)化分離工藝，確保產(chǎn)品質(zhì)量，最大限度的降低生產(chǎn)成本，提高產(chǎn)品的市場(chǎng)競(jìng)爭(zhēng)力為目的，參考了大量文獻(xiàn)，按照生產(chǎn)要求進(jìn)行精餾塔設(shè)計(jì)，產(chǎn)品純度可達(dá)99.8%。第1章 緒論1.1設(shè)計(jì)背景氯苯是重要的有機(jī)化工產(chǎn)品，是染料、醫(yī)藥、有機(jī)合成的中間體，用于制造苯酚，硝基氯苯，苯胺以及殺蟲劑ddt，還用于制取溶劑和橡膠助劑、油漆、快干墨水及干洗劑等，用途十分廣泛，已有近九十年的發(fā)展歷史了3。在醫(yī)藥、染料、農(nóng)藥、工程塑料等領(lǐng)域是重要的中間體，用途較廣的有機(jī)溶劑，合成高分子材料添加劑的重要原料，是有機(jī)氯中間體中規(guī)模最大

11、、應(yīng)用領(lǐng)域最廣泛的產(chǎn)品之一，也是氯堿企業(yè)進(jìn)行氯平衡的重要產(chǎn)品之一4。1.2氯苯性質(zhì)氯苯性質(zhì)：杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。密度為1.105g/cm3，沸點(diǎn)為131.6，凝固點(diǎn)-45，折射率1.5216(25)，閃點(diǎn)29.4，燃點(diǎn)637.8，粘度(20)0.799mpas，表面張力33.2810-3nm5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物。溶于大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長(zhǎng)時(shí)間沸騰則脫氯。有毒，在體內(nèi)有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官，對(duì)皮膚和粘膜有刺激性，對(duì)神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，工作場(chǎng)所最高容許濃度為350mg/m3

12、。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險(xiǎn)，與氯酸銀反應(yīng)劇烈6。1.3氯苯的市場(chǎng)價(jià)值1905年首先報(bào)道用苯直接氯化制得氯苯。1909年由英國(guó)的united alkali公司開始工業(yè)化生產(chǎn)。1915年hooker電化公司的第一個(gè)8200t/a裝置在美國(guó)投入運(yùn)行。同年dow化學(xué)公司在美國(guó)也開始工業(yè)化生產(chǎn)氯苯7。因此可以說在主要有機(jī)化工產(chǎn)品中氯苯是第一個(gè)大規(guī)模生產(chǎn)的產(chǎn)品。1920年dow化學(xué)公司開發(fā)了兩個(gè)大量使用氯苯的工藝。一是氯苯在溶解銅催化劑存在下用氫氧化銨水解生成苯胺，另一個(gè)是用氫氧化鈉溶液在高溫高壓下水解氯苯制苯酚8。在之后30年中，這一直是制備苯酚及苯胺的主要生產(chǎn)方法。另外，氯苯經(jīng)硝化制得硝基

13、氯苯和經(jīng)磺化后制得氯苯磺酸等均是較重要的有機(jī)化工中間體。到40年代末期，用異丙苯法生產(chǎn)苯酚實(shí)現(xiàn)工業(yè)化。由硝基苯加氫法制苯的工藝也于1954年建成大規(guī)模生產(chǎn)裝置，到80年代基本穩(wěn)定在一定水平上。目前世界上氯苯的主要生產(chǎn)國(guó)家和地區(qū)有美國(guó)、西歐、中國(guó)、日本和俄羅斯。90年代初世界總生產(chǎn)能力為500kt/a左右，其中美國(guó)170kt/a、西歐125kt/a、中國(guó)120kt/a、俄羅斯40kt/a、日本28kt/a9。中國(guó)氯苯生產(chǎn)主要有10家左右工廠，其中錦西化工廠規(guī)模最大，1989年全國(guó)消費(fèi)量為78kt左右，主要用于生產(chǎn)有機(jī)化工原料、中間體及農(nóng)藥10。我國(guó)從1950年開始生產(chǎn)氯化苯，多年來一直供不應(yīng)求，

14、需從國(guó)外進(jìn)口相當(dāng)數(shù)量的硝基氯苯來滿足國(guó)內(nèi)市場(chǎng)的需求，由于市場(chǎng)需求迫切，90年代初國(guó)內(nèi)各地紛紛建設(shè)或擴(kuò)建氯化苯裝置，目前生產(chǎn)廠家近20家，總生產(chǎn)能力達(dá)31萬t/a左右11。我國(guó)氯化苯的快速發(fā)展實(shí)際上是與下游產(chǎn)品硝基氯苯的不斷擴(kuò)建和新建有關(guān)系，目前國(guó)內(nèi)氯化苯消費(fèi)量的80%用于合成硝基氯苯12，所有硝基氯苯生產(chǎn)企業(yè)都要配套建設(shè)氯化苯裝置，可以說硝基氯苯市場(chǎng)及變化與氯化苯休戚相關(guān)。近年來，氯苯衍生物系列產(chǎn)品在燃料、醫(yī)藥、等行業(yè)中不斷拓展。且近兩年氯化苯國(guó)內(nèi)生產(chǎn)業(yè)穩(wěn)步增長(zhǎng)，行業(yè)地位不斷加強(qiáng)，位居世界生產(chǎn)大國(guó)地位。據(jù)行業(yè)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)，國(guó)內(nèi)目前供需仍保持平衡，且總產(chǎn)能仍略低于下游總需要（下游實(shí)際生產(chǎn)滿負(fù)荷開工前

15、提下），并沒有出現(xiàn)過?，F(xiàn)象。作為氯化苯的上游產(chǎn)品焦化苯在國(guó)際市場(chǎng)已有獲利空間，未來焦化苯出口增加，將形成對(duì)氯苯行業(yè)的有效支撐13。并且據(jù)各外貿(mào)企業(yè)反饋的信息顯示，氯苯出口也有進(jìn)一步增長(zhǎng)趨勢(shì)。因此，氯苯行業(yè)基礎(chǔ)穩(wěn)固，發(fā)展空間大。1.4氯苯生產(chǎn)工藝流程簡(jiǎn)介氯苯主要生產(chǎn)工序有苯干燥、氯化、水洗中和、粗餾、精餾、尾氣吸收及多氯化物回收。其工藝路線為干燥苯與氯氣在氯化鐵催化下連續(xù)氯化14，得到氯化液經(jīng)水洗中和、粗餾、精餾，除去其中的氯化氫、苯、多氯苯而制成氯化苯成品。氯化反應(yīng)放出的尾氣經(jīng)冷卻噴淋除苯后，用水吸收制成副產(chǎn)鹽酸。精餾殘液經(jīng)多氯化物工序回收苯、氯化苯，返回生產(chǎn)用，回收的二氯苯作為副產(chǎn)品出售。生

16、產(chǎn)工藝流程見下 圖1.1氯苯生產(chǎn)工藝流程圖1.5氯苯工藝優(yōu)化氯化苯對(duì)干整個(gè)氯堿生產(chǎn)，尤其是平衡氯氣，起著舉足輕重的作用15。過去，由于跑、冒、滴、漏現(xiàn)象嚴(yán)重，生產(chǎn)環(huán)境惡劣污染嚴(yán)重，原材料消耗居高不下，產(chǎn)品純度低一直成為制約生產(chǎn)發(fā)展和效益提高的難點(diǎn)。幾年來，通過引入清潔生產(chǎn)的思想，干燥過程使用固體燒堿作干燥劑氯化槽前增加苯冷卻器，氯化反應(yīng)后增加氯化液冷卻器，氯化尾氣吸收沖入氮?dú)獗Ｗo(hù)等16，使氯化苯的整個(gè)生產(chǎn)面貌一改往日被動(dòng)局面，促進(jìn)了形勢(shì)的好轉(zhuǎn)。通過清潔生產(chǎn)實(shí)踐17，改變落后的生產(chǎn)工藝和設(shè)備，注重生產(chǎn)過程中物料的循環(huán)利用，使污染物排放總量大幅度下降，環(huán)境質(zhì)量得到改善，而且取得了較好的經(jīng)濟(jì)效益18

17、，同時(shí)也為環(huán)保工作提供了一種全新的方法：從被動(dòng)的末端治理轉(zhuǎn)向主動(dòng)的源頭控制19。為了滿足市場(chǎng)的需求，對(duì)氯苯的生產(chǎn)不斷地加以改進(jìn)并擴(kuò)大生產(chǎn)能力，產(chǎn)品質(zhì)量得到了極大的提高，在節(jié)能降耗上取得了一定成效20。隨著氯化苯系列產(chǎn)品的開發(fā)及應(yīng)用范圍的不斷擴(kuò)大，氯化苯系列產(chǎn)品在化工生產(chǎn)中起著越來越重要的作用。產(chǎn)品質(zhì)量要求也越來越嚴(yán)格。由苯液相氯化法21制得的氯苯后，苯和氯苯互溶，為了提高氯苯產(chǎn)品的質(zhì)量，需設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔，用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的氯苯。本設(shè)計(jì)主要是氯苯精制工段工藝流程設(shè)計(jì)，氯苯純度可達(dá)99.8%。第2章 設(shè)計(jì)方案 2.1設(shè)計(jì)原則工程設(shè)計(jì)本身存在一個(gè)多目標(biāo)優(yōu)化問題，同時(shí)又是政策性很強(qiáng)的工作

18、。在進(jìn)行工程設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)綜合考慮諸多影響因素，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點(diǎn)：滿足工藝和操作的要求，即流程與設(shè)備需要一定的操作彈性，可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。滿足經(jīng)濟(jì)上的要求，即要節(jié)省熱能和電能的消耗，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，盡量減少設(shè)備與基建的費(fèi)用保證生產(chǎn)安全，生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆品。2.2精餾過程設(shè)計(jì)方案2.2.1精餾方式 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式，原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集塔頂、塔底產(chǎn)物。精餾優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)苯與氯苯的揮發(fā)度相差較大，因而無須采用

19、特殊精餾。2.2.2操作壓力精餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時(shí)應(yīng)用加壓精餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少精餾的能量消耗。對(duì)于本設(shè)計(jì)中要求分離的苯-氯苯物系，應(yīng)采

20、用常壓操作，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。2.2.3塔板形式根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在苯和氯苯這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。2.2.4進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。因此，本設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采

21、用間接蒸汽加熱，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。2.2.5再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝至泡點(diǎn)后一部分回流入塔，其余部分經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至產(chǎn)品儲(chǔ)罐。2.2.6熱能的利用精餾過程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。2.3全凝器設(shè)計(jì)方案塔頂溫度為81，采用泡點(diǎn)回流。兩流體溫度變化情況為：熱流體進(jìn)口為81的苯（含有少量氯苯）蒸氣，出口為81的液體苯（含有少量氯苯）；冷流體（循環(huán)水）進(jìn)口

22、溫度30，出口溫度40。該換熱器用循環(huán)冷卻水冷卻，冬季操作時(shí)進(jìn)口溫度會(huì)降低，考慮到這一因素，估計(jì)該換熱器的壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。循環(huán)水較易結(jié)垢，為便于水垢清洗，應(yīng)使循環(huán)水走管程，管子選，熱流體走殼程。2.4再沸器設(shè)計(jì)方案塔底再沸器選用熱虹吸立式再沸器，加熱介質(zhì)進(jìn)口為790kpa，169.83的飽和水蒸氣，出口為790kpa，169.83的液體水，走殼程；釜液進(jìn)口為138的液相氯苯（含少量苯），出口為138氣相氯苯，走管程。2.5自動(dòng)控制設(shè)計(jì)方案2.5.1自動(dòng)控制系統(tǒng)的目的化工生產(chǎn)中，大多是連續(xù)性生產(chǎn)，各個(gè)設(shè)備相互關(guān)聯(lián)著，當(dāng)其中某一設(shè)備的工藝條件發(fā)生

23、變化時(shí)，都可能引起其他設(shè)備中某些參數(shù)或多或少的波動(dòng)，偏離正常的工藝條件，為此，就需要用一些自動(dòng)控制裝置，對(duì)生產(chǎn)中某些關(guān)鍵性參數(shù)進(jìn)行自動(dòng)控制，使它們?cè)谑盏酵饨绺蓴_（擾動(dòng)）的影響而偏離正常狀態(tài)時(shí)，能自動(dòng)的回到規(guī)定的數(shù)值范圍內(nèi)，為此目的需要設(shè)置自動(dòng)控制系統(tǒng)。常用的自動(dòng)控制系統(tǒng)液位、流量、溫度、壓力自動(dòng)控制系統(tǒng)。2.5.2自動(dòng)控制系統(tǒng)方案當(dāng)干擾作用使被控變量（流量）發(fā)生變化偏離給定值時(shí)，控制器發(fā)出控制信號(hào)，通過調(diào)節(jié)閥門開啟度來控制流量，使流量回到給定值。溫度自動(dòng)控制系統(tǒng)依據(jù)傳熱的兩側(cè)有無相變來控制不同變量，如控制載熱體流量、控制被加熱流體自身流量、控制蒸汽流量、控制冷卻劑流量等，以保證工藝介質(zhì)在換熱器

24、出口的溫度恒定在給定值上。當(dāng)被控變量（液位）偏離給定值時(shí)，控制器發(fā)出控制信號(hào)，從而調(diào)節(jié)進(jìn)入設(shè)備管道上閥門的開度來調(diào)節(jié)液位高度，使液位回到給定值。第3章 精餾塔工藝計(jì)算3.1計(jì)算任務(wù) 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法，連續(xù)精餾塔在常壓下操作，被分離的苯-氯苯二元混合物連續(xù)由精餾塔中部進(jìn)入塔內(nèi)，要求年產(chǎn)純度不低于99.8%的氯苯6萬噸，塔頂產(chǎn)品苯純度不低于98%，原料液含氯苯為38%（以上均為質(zhì)量%）。 設(shè)計(jì)每天24小時(shí)不停工，年工作時(shí)間為300天。3.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol氯苯摩爾質(zhì)量 mb=112.

25、56kg/kmol 3.2.2原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.2.3物料衡算釜?dú)堃沽髁繛?由 得：3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論板數(shù)nt的求取苯-氯苯理想物系，可采用圖解法求理論版層數(shù)查得苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表3-1，繪出x-y圖，見圖3-1表3-1 苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度xy808588909598100105108110115118120125128130131.876087795810251170127213501535166017601981213222502518269928402900148173192205246272293342376400466

26、51054362467971976010.8340.7420.6770.5560.4880.4420.3500.2990.2650.1940.1540.1270.0720.0400.019010.9620.9350.9130.8560.8170.7850.7080.6530.6130.5060.4320.3760.2380.1420.07求最小回流比及操作回流比塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。采用作圖法求最小回流比。在圖3-1中對(duì)角線上，自點(diǎn)e(0.702,0.702)作垂線。

27、 圖3.1 圖解法求理論板層數(shù) 故最小回流比為： （3-1）考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的2倍，即： （3-2） 求精餾塔的汽、液相負(fù)荷求操作線方程精餾段操作線方程： （3-3）提餾段操作線方程： （3-4）圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論版層數(shù)，如圖3-1所示，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)（包括再沸器）進(jìn)料板位置3.3.2實(shí)際塔板數(shù)全塔效率 選用公式計(jì)算式中的為塔頂與塔底平均溫度下液體的平均粘度為：實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段： 塊，取6塊提餾段： 塊，取13塊總塔板數(shù)：塊 3

28、.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)3.4.1操作壓強(qiáng) 取每層塔板壓降為0.7kpa塔頂操作壓力： 加料板： 塔底操作壓力： 精餾段平均壓強(qiáng)：提餾段平均壓強(qiáng)：3.4.2操作溫度操作溫度范圍內(nèi)苯和氯苯的安托尼方程分別為： （3-5）依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 進(jìn)料溫度 塔底溫度 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 塔頂塔底平均溫度 ，查得此溫度下苯氯苯的飽和蒸氣壓，求得此溫度下 3.4.3平均分子量塔頂： ，（查平衡曲線） 加料板： （查平衡曲線,見圖3-1） 塔底：查平衡曲線，見圖3-1得： 精餾段平均摩爾質(zhì)量： 提餾段平均摩爾質(zhì)量：3.4.4平均密度苯（a

29、）、氯苯(b)在各個(gè)溫度下的密度計(jì)算式為： (3-6)液相平均密度 塔頂： （3-7） 進(jìn)料板： （3-8）式中進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率：塔底： （3-9）精餾段： 提餾段： 汽相平均密度氣體平均密度可由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算得出精餾段氣體平均密度為： （3-10）提餾段氣體平均密度為： （3-11）3.4.5液體的平均表面張力塔頂： ，（81.00） 進(jìn)料板： ；（91.55） 精餾段： 精餾段液相平均表面張力：3.4.6液體的平液均粘度液相平均粘度依公式 (3-12)塔頂： （81.00） 進(jìn)料板： （91.55） 精餾段： 3.5塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸3.5.1塔

30、徑精餾段的氣相體積流率為： （3-13）提餾段的氣相體積流率為：精餾段的液相體積流量為：提餾段的液相體積流量為：按smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）由 （3-14）式中c由公式 （3-15）其中的由圖3-2的smith通用關(guān)聯(lián)查取的，圖中橫坐標(biāo)為：初選塔板間距及板上液層高度，則：查smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子 m/s3.5.2操作氣速取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為3.5.3精餾段的塔徑 （3-16）圓整取 塔截面積為： （3-17）實(shí)際空塔氣速為：表3.2 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/d，m4.0板間距/ht.mm200300

31、2503503004503506004006003.5.4精餾塔有效高度精餾段有效高度為： （3-18）提餾段有效高度為： （3-19）在進(jìn)料板上方、塔的中部，下部各開一人孔，其高度為0.45m。塔底空間22塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距，其值由如下因素決定：塔底儲(chǔ)液空間依儲(chǔ)存液量停留3-8min（易結(jié)焦物料可縮短停餾時(shí)間）而定；再沸器的安裝高度及安裝方式；塔底液面至最下層塔板之間要餾1-2m的距離。取儲(chǔ)存液量停餾5min則塔底空間高度為： （3-20）塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高

32、度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取塔頂間距為（1.5-2.0）ht。取塔頂空間hd=1.1m。 故精餾塔的有效高度為；z=z精+z提+0.13+2.00+1.1=11.90m3.6塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸3.6.1溢流裝置 因塔徑故采用單溢流弓型形降液管，平形受液盤，設(shè)有進(jìn)口內(nèi)堰。溢流堰長(zhǎng) 取溢流堰高 （3-21）對(duì)平直堰 （3-22）近似取，于是： 降液管的寬度和降液管的面積由查弓形降液管參數(shù)圖得：，即：m液體在降液管內(nèi)的停餾時(shí)間為：（滿足要求） （3-23）降液管的底隙高度取 （3-24）（大于0.02-0.025m，本結(jié)果滿足要求） 選用平形受液

33、盤，深度。3.6.2塔板布置塔板分塊因d800mm，故塔板采用分塊式，查表得塔板分為5塊，如圖3.2所示。 圖3.2 塔板分塊示意圖 邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度 本設(shè)計(jì)取mm，mm。開孔區(qū)面積 （3-25）式中： （3-26） （3-27）3.6.3開孔數(shù)和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的開孔數(shù)為：（孔） （3-28）每層塔板的開孔率為：（應(yīng)在5-15%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積為：氣體通過篩孔的孔速為： （3-29）3.7驗(yàn)算3.7.1塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過干板的壓降 （3-30

34、）式中孔流系數(shù)由查干篩孔的流量系數(shù)圖得出， 氣體通過板上液層的壓降 （3-31）式中充氣系數(shù)的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有： （3-32）動(dòng)能因子 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得（一般可近似?。?。氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降 （3-33）氣體通過篩板的壓降（單板壓降）和 （3-34）（滿足工藝要求）3.7.2液面落差的驗(yàn)算 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.7.3霧沫夾帶量的驗(yàn)算 （3-35）式中：m驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。3.7.4漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速 （3-36）實(shí)際孔速

35、為：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)為：（不會(huì)產(chǎn)生過量液漏） （3-37）3.7.5液泛的驗(yàn)算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 （3-38） 液注液注苯氯苯屬一般物系，取=0.5，故：成立，故不會(huì)產(chǎn)生液泛。通過流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適。3.7.6塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線 以 式中 （3-39） （3-40） 由式（3-41）可做出霧沫夾帶線（1）。液泛線 由 聯(lián)立得 忽略，將的關(guān)系式代入上式，并整理得：式中 故 （3-41）由式（3-42）可做出液泛線（2）。液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停餾時(shí)間的下限，則： （3-4

36、2）據(jù)式（3-43）可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（3）。漏液線漏液點(diǎn)氣速 （3-43） 整理得： (3-44)由式(3-45)可做出漏液線（4）。液相負(fù)荷下限線取平直堰堰上液層高度m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，。 （3-45）據(jù)式（3-46）可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（5）。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示：: 圖3.3 塔板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上做出操作點(diǎn)a（）即（0.0034，2.340）連接oa,即操作線。由圖看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液相線控制。操作彈性定義為操作線與界限曲線交點(diǎn)的氣相最大負(fù)荷與氣相

37、允許最小負(fù)荷之比，查圖得=4.5698m/s，=1.2530m/s即：操作彈性=。3.8筒體設(shè)計(jì)3.8.1計(jì)算準(zhǔn)備23查腐蝕數(shù)據(jù)與選材手冊(cè)知本設(shè)計(jì)介質(zhì)腐蝕速度為0.2mm/a，設(shè)計(jì)壽命為15年，得腐蝕裕量為c2=0.215=3mm16mnr在工作溫度即115下的許用應(yīng)力為采用雙面對(duì)接焊，局部無損傷，故焊接系數(shù)為3.8.2液體靜壓力 (3-46)得 （3-47）設(shè)計(jì)壓力取提餾段壓力，即0.114mpa液注靜壓力可忽略不計(jì)。3.8.3筒體厚度筒體厚度計(jì)算式為 （3-48）許用應(yīng)力則對(duì)于低合金鋼制容器，規(guī)定它不包括腐蝕裕量的最小厚度應(yīng)不小于3mm，故設(shè)計(jì)厚度 對(duì)于鋼板標(biāo)準(zhǔn)為gb6654-1996的鋼

38、板，鋼板負(fù)偏差c1=0.25，因而名義厚度。3.8.4校核水壓試驗(yàn)強(qiáng)度根據(jù) 所以名義厚度取7mm合適。3.9封頭設(shè)計(jì)3.9.1封頭厚度標(biāo)準(zhǔn)橢球形封頭厚度計(jì)算式為： （3-49） 則 ，腐蝕余量為c=3mm；設(shè)計(jì)厚度，故名義厚度為。3.9.2應(yīng)力強(qiáng)度校核應(yīng)力強(qiáng)度校核計(jì)算公式為： （3-50） 故筒體厚度選用7mm合適。3.9.3最大允許工作壓力最大允許工作壓力計(jì)算式為： （3-51）封頭尺寸如表3-4表3.3封頭尺寸mmdi曲面高度h1直邊高度h2厚9.4進(jìn)料管 （3-52）取w=0.8m/s (強(qiáng)制流動(dòng))，則:表3.4進(jìn)料管參數(shù)名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出直

39、徑規(guī)格100mm1084mm100mm3.9.5塔頂蒸汽出口管 （3-53） （3-54）取w=30m/s,則圓整后取出口管直徑250mm。表3.5蒸汽出口管參數(shù)名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長(zhǎng)度規(guī)格250mm2738mm100mm3.9.6回流管自然回流，取w=1.8m/s圓整后取公稱直徑50mm。表3.6回流管參數(shù)名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長(zhǎng)度規(guī)格50mm573.5mm80mm3.9.7釜液出口管 （3-55）自然流動(dòng)w=1.8m/s 則圓整后取公稱直徑100mm。表3.7釜液出口管參數(shù)名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長(zhǎng)度規(guī)格100mm1084mm100mm3.9

40、.8氣體進(jìn)口管 （3-56）取w=30m/s圓整后取公稱直徑400mm。表3.8塔底氣體進(jìn)口管名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長(zhǎng)度規(guī)格400mm4268mm100mm表3.9精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm，109.502平均壓力pm，kpa114.953氣相流量vs，(m3/s)2.3404液相流量ls，(m3/s)0.00345實(shí)際塔板數(shù)np196有效段高度z，m11.907塔徑d，m1.88壁厚，mm79板間距ht，m0.510溢流形式單溢流11降液管形式弓形12堰長(zhǎng)lw，m1.1913堰高h(yuǎn)w，m0.04714板上液層高度hl，m0.0615堰上液層高度h

41、ow，m0.0045316降液管底隙高度ho，m0.035717安定區(qū)寬度ws，m0.0718邊緣區(qū)寬度wc，m0.0519開孔區(qū)面積aa，m21.87120篩孔直徑d0，m0.00621篩孔數(shù)目n667022孔中心距t，m0.01823開孔率，%10.124空塔氣速u，m/s0.92325篩孔氣速u0，m/s12.3826穩(wěn)定系數(shù)1.98527每層塔板壓降pp，pa70028負(fù)荷上限液泛控制29負(fù)荷下限漏液控制30液沫夾帶ev，（kg液/kg氣）0.0074131氣相負(fù)荷上限vs,max，m3/s0.02332氣相負(fù)荷下限vs,min，m3/s0.0010233操作彈性3.647第4章 輔助

42、設(shè)備計(jì)算4.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)4.1.1選擇換熱器的類型塔頂餾分含有大量苯和少量氯苯蒸汽，由于氯苯含量很少，塔頂餾分可看成純苯。81苯的汽化熱4.1.2總傳熱面積計(jì)算冷凝器熱負(fù)荷 圖4.1 冷凝器負(fù)荷體系選取示意圖 （4-1） 平均傳熱溫差冷卻水用量 （4-2）總傳熱系數(shù)查表可取總傳熱系數(shù) (kg) 傳熱面積 （4-3）4.1.3工藝結(jié)構(gòu)尺寸管徑和管內(nèi)流速選用192mm傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速u=1.5m/s。管程數(shù)和傳熱管數(shù)根 （4-4）按單程管設(shè)計(jì)傳熱管長(zhǎng)度為： （4-5） 管程傳熱管總根數(shù)n=2802=5

43、60根所以n=613根24。傳熱管排列和分程方法可采用組合排列法，即每程均按正三角形排列。隔板兩側(cè)采用正方形排列。取管心距t=1.25d0 ，則t=1.2519=23.75mm=24mm橫過管束中心的線的管數(shù) 根 （4-6） 殼體內(nèi)徑采用多管程結(jié)構(gòu)，取管板效率=0.7。則殼體內(nèi)徑為： （4-7）圓整可取d=800mm，則拉桿直徑10mm，拉桿數(shù)8個(gè)15 。折流板采用方形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度h=0.25800=200mm取折流板間距b=0.3d=0.3800=240mm，可取b=250mm。則折流板的最小厚度為4mm23。折流板數(shù) nb=傳熱管長(zhǎng)/折流板間距-1=3000/250-1=11塊折流板圓缺面水平裝配