苯氯苯板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)研發(fā)設(shè)計(jì)全本

.z.苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)學(xué)校專業(yè)姓名學(xué)號(hào)目錄一、苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書———————3（一）設(shè)計(jì)題目———————————————————————————3（二）操作條件———————————————————————————3（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容———————————————————————————3（四）基礎(chǔ)數(shù)據(jù)———————————————————————————3二、苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書（精餾段部分）——4（一）設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明————————————————4（二）全塔的物料衡算————————————————————————5（三）塔板數(shù)的確定—————————————————————————5（四）塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算——————————10（五）精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算—————————————————————12（六）塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算————————————————12（七）塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算—————————————————————15（八）塔板負(fù)荷性能圖————————————————————————16（九）精餾塔的附屬設(shè)備與接管尺寸的計(jì)算———————————————19三、塔的提餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算——20（一）提餾段的物性及狀態(tài)參數(shù)————————————————————20（二）提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算—————————————————————22（三）塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算————————————————23（四）塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算—————————————————————25（五）塔板負(fù)荷性能圖————————————————————————27四、精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表————————30一、苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.2%的氯苯51000t/a，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯為35%（以上均為質(zhì)量%），料液溫度為50℃矚慫潤(rùn)厲釤瘞睞櫪廡賴。（二）操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；3.回流比：R=1.8Rmin；4.塔釜加熱蒸汽壓力506kPa；5.單板壓降不大于0.7kPa；6.年工作日330天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明；2.塔的工藝計(jì)算；3.塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)計(jì)算；4.塔內(nèi)流體力學(xué)性能的設(shè)計(jì)計(jì)算；5.塔板負(fù)荷性能圖的繪制；6.塔的工藝計(jì)算結(jié)果匯總一覽表；7.輔助設(shè)備的選型與計(jì)算；8.生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制；9.對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或?qū)τ嘘P(guān)問題的分析與討論。（四）基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1.組分的飽和蒸汽壓（mmHg）溫度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度（kg/m3）溫度，（℃）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計(jì)算苯推薦：氯苯推薦：式中的t為溫度，℃。3.組分的表面*力（mN/m）溫度，（℃）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面*力可按下式計(jì)算：（為A、B組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為35.3×103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）5.其他物性數(shù)據(jù)可查化工原理附錄。二、苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書（精餾段部分）（一）設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明原料液經(jīng)臥式列管式預(yù)熱器預(yù)熱至泡點(diǎn)后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。聞創(chuàng)溝燴鐺險(xiǎn)愛氌譴凈。典型的連續(xù)精餾流程為原料液經(jīng)預(yù)熱器加熱后到指定的溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸氣互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海?，部分液體汽化，產(chǎn)生上升蒸氣，依次通過各層塔板。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）。殘騖樓諍錈瀨濟(jì)溆塹籟。（二）全塔的物料衡算1.料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為78.11和112.61kg/kmol2.平均摩爾質(zhì)量3.料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時(shí)計(jì)，有：，全塔物料衡算：（三）塔板數(shù)的確定1.理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級(jí)圖解法（M·T法）求取，步驟如下：1）根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取依據(jù)，，將所得計(jì)算結(jié)果列表如下：溫度，（℃）808387909396100103苯760839.5945.510251122.51252.513501473氯苯148165.1187.9205231.4266.6293325.1兩相摩爾分率*10.8820.7550.6770.5930.5000.4420.379y10.9740.9390.9130.8760.8240.7850.735溫度，（℃）107110113117120123127130131.8苯163717601907210322502427266328402900氯苯367.9400442.9500.1543595.8666.2719760兩相摩爾分率*0.3090.2650.2170.1620.1270.0900.0470.0190y0.6660.6140.5440.4480.3760.2870.1650.0710本題中，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。釅錒極額閉鎮(zhèn)檜豬訣錐。2）確定操作的回流比R將1）表中數(shù)據(jù)作圖得曲線及曲線。在圖上，因，查得，而，。故有：3）求理論塔板數(shù)（需要用三種方法）方法一：圖解法精餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點(diǎn)的直線。苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解苯-氯苯物系的溫度組成圖解得塊（不含釜）。其中，精餾段塊，提餾段塊，第4塊為加料板位置。方法二：解析法苯-氯苯混合液的t-α圖由上圖得：塔頂為80.5℃，加料板為88℃，塔底為130.4℃，所以：，精餾段操作線方程提餾段操作線方程將帶入求得將帶入精餾段操作線方程，求得以此類推，得，所以將其帶入提餾段操作線方程所以，方法三：吉利蘭圖法全塔其中，精餾段提餾段求得，綜合三種方法，第三種方法塔板數(shù)最大為11.02.實(shí)際塔板數(shù)1）全塔效率選用公式計(jì)算。該式適用于液相粘度為0.07~1.4mPa·s的烴類物系，式中的為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。彈貿(mào)攝爾霽斃攬磚鹵廡。塔的平均溫度為0.5(80.5+130.4)=105.45℃（取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄得：，。謀蕎摶篋飆鐸懟類蔣薔。2）實(shí)際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取塊提餾段：塊，取塊總塔板數(shù)塊。（四）塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.平均壓強(qiáng)取每層塔板壓降為0.7kPa計(jì)算。塔頂：加料板：平均壓強(qiáng)2.平均溫度查溫度組成圖得：塔頂為80.5℃，加料板為88℃?！?.平均分子量塔頂：，（查相平衡圖）加料板：，（查相平衡圖）精餾段：4.平均密度1）液相平均密度塔頂：進(jìn)料板：精餾段：2）汽相平均密度5.液體的平均表面*力塔頂：；（80.5℃）進(jìn)料板：；（88℃）精餾段：6.液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄，在80.5℃下有：加料板：在88℃下有：精餾段：（五）精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率汽相體積流量汽相體積流量液相回流摩爾流率液相體積流量液相體積流量冷凝器的熱負(fù)荷（六）塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算1.塔徑1）初選塔板間距及板上液層高度，則：2）按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子泛點(diǎn)氣速：m/s3）操作氣速取4）精餾段的塔徑圓整取，此時(shí)的操作氣速。2.塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1）溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。①溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。②出口堰高對(duì)平直堰由及，查化工原理圖得，于是：（滿足要求）③降液管的寬度和降液管的面積由，查化原下P147圖11-16得，即：，，。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間（滿足要求）④降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）2）塔板布置①邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度邊緣區(qū)寬度：一般為50~75mm，D>2m時(shí)，可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時(shí)mm；m時(shí)mm；本設(shè)計(jì)取mm，mm②開孔區(qū)面積式中：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)（孔）每層塔板的開孔率（應(yīng)在5~15%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速4）精餾段的塔高（七）塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算1.氣體通過篩板壓降和的驗(yàn)算1）氣體通過干板的壓降式中孔流系數(shù)由查圖得出，。2）氣體通過板上液層的壓降式中充氣系數(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：動(dòng)能因子查化原圖得（一般可近似?。?。3）氣體克服液體表面*力產(chǎn)生的壓降4）氣體通過篩板的壓降（單板壓降）和（滿足工藝要求）。2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算式中：，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。3.漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會(huì)產(chǎn)生過量液漏）4.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，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選及，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)。廈礴懇蹣駢時(shí)盡繼價(jià)騷。（八）塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線（1）（1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（1）（1-1）在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（1-1）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01814.2163.8363.5053.2283.071依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2）（2）（2-2）在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（2-2）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01813.4303.1802.8232.3141.860依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負(fù)荷上限線（3）（3-3）4.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）漏液點(diǎn)氣速，整理得：（4-4）在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（4-4）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：0.0009270.0050.010.0150.01810.8220.8850.9360.9770.999依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）5.液相負(fù)荷下限線（5）取平堰堰上液層高度m，。（5-5）操作氣液比塔板負(fù)荷性能圖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)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=（九）精餾塔的附屬設(shè)備與接管尺寸的計(jì)算1.料液預(yù)熱器根據(jù)原料液進(jìn)出預(yù)熱器的熱狀況和組成首先計(jì)算預(yù)熱器的熱負(fù)荷Q，然后估算預(yù)熱器的換熱面積A，最后按換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算程序執(zhí)行。煢楨廣鰳鯡選塊網(wǎng)羈淚。2.塔頂全凝器全凝器的熱負(fù)荷前已算出，為1391般采用循環(huán)水冷卻，進(jìn)出口水溫可根據(jù)不同地區(qū)的具體情況選定后再按換熱器的設(shè)計(jì)程序做設(shè)計(jì)計(jì)算。鵝婭盡損鵪慘歷蘢鴛賴。3.塔釜再沸器因?yàn)轱柡鸵后w進(jìn)料，故。即再沸器的熱負(fù)荷與塔頂全凝器相同。實(shí)際上由于存在塔的熱損失（一般情況下約為提供總熱量的5~10%）。再沸器屬于兩側(cè)都有相變的恒溫差換熱設(shè)備，故再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算與蒸發(fā)器同?；[叢媽羥為贍僨蟶練淨(jìng)。4.精餾塔的管口直徑1）塔頂蒸汽出口管徑依據(jù)流速選取，但塔頂蒸汽出口流速與塔內(nèi)操作壓力有關(guān)，常壓可取12~20m/s。2）回流液管徑回流量前已算出，回流液的流速*圍為0.2~0.5m/s；若用泵輸送回流液，流速可取1~2.5m/s。預(yù)頌圣鉉儐歲齦訝驊糴。3）加料管徑料液由高位槽自流，流速可取0.4~0.8m/s；泵送時(shí)流速可取1.5~2.5m/s。4）料液排出管徑塔釜液出塔的流速可取0.5~1.0m/s。5）飽和蒸汽管徑蒸汽流速：<295kPa：20~40m/s；<785kPa：40~60m/s；>2950kPa：80m/s。滲釤嗆儼勻諤鱉調(diào)硯錦。三、塔的提餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（一）提餾段的物性及狀態(tài)參數(shù)1.平均壓強(qiáng)取每層塔板壓降為0.7kPa計(jì)算。進(jìn)料板：塔底：平均壓強(qiáng)2.平均溫度查溫度組成圖得：加料板為88℃，塔底為130.4℃?！?.平均分子量加料板：，（查相平衡圖）塔底：，。（查相平衡圖）提餾段：4.平均密度1）液相平均密度進(jìn)料板：塔底：提餾段：2）汽相平均密度5.液體的平均表面*力進(jìn)料板：；（88℃）塔底：；（130.4℃）精餾段：6.液體的平均粘度查化工原理附錄有：加料板：塔底：提餾段：（二）提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算汽相摩爾流率汽相體積流量汽相體積流量液相回流摩爾流率液相體積流量液相體積流量再沸器的熱負(fù)荷（忽略溫度壓力對(duì)汽化潛熱的影響）（三）塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算1.塔徑1）初選塔板間距及板上液層高度，則：2）按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點(diǎn)氣速）查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負(fù)荷因子泛點(diǎn)氣速：m/s3）操作氣速取4）精餾段的塔徑為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致，此時(shí)提餾段的操作氣速。2．塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1）溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。①溢流堰長(zhǎng)（出口堰長(zhǎng)）取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。②出口堰高對(duì)平直堰由及，查化工原理圖得，于是：（滿足要求）③降液管的寬度和降液管的面積由，查化原下P147圖11-16得，即：，，。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間（滿足要求）④降液管的底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速，則有：（不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要求）2）塔板布置①邊緣區(qū)寬度與安定區(qū)寬度與精餾段同，即mm，mm②開孔區(qū)面積與精餾段同，即3）開孔數(shù)和開孔率亦與精餾段同，即孔每層塔板的開孔率（應(yīng)在5~15%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速4）提餾段的塔高（四）塔板上的流體力學(xué)驗(yàn)算1.氣體通過篩板壓降和的驗(yàn)算1）氣體通過干板的壓降式中孔流系數(shù)由查圖得出，2）氣體通過板上液層的壓降式中充氣系數(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：動(dòng)能因子查化原圖11-12得（一般可近似?。?）氣體克服液體表面*力產(chǎn)生的壓降4）氣體通過篩板的壓降（單板壓降）和（尚可接受，本設(shè)計(jì)不再做重新設(shè)計(jì)計(jì)算）。2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算式中：，驗(yàn)算結(jié)果表明不會(huì)產(chǎn)生過量的霧沫夾帶。3.漏液的驗(yàn)算漏液點(diǎn)的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會(huì)產(chǎn)生過量液漏）4.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，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選及，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)。鐃誅臥瀉噦圣騁貺頂廡。（五）塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線（1）（1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（1）（1-1）在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（1-1）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：0.0009140.0050.010.0150.01814.7034.3203.9883.7093.552依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2）（2）（2-2）在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依式（2-2）算出對(duì)應(yīng)的值列于下表：0.0009140.0050.010.0150.01813.4433.2563.0782.9142.812依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）3.液相負(fù)荷上限線（3）（3-3）4.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）漏液點(diǎn)氣速，整理得：（4