苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)(good)

TH——苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)工藝計(jì)算書 2一.設(shè)計(jì)題目 2二.操作條件 2三.塔板類型 2四.工作日 2五.廠址 2六.設(shè)計(jì)內(nèi)容 2七.設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 3 4 7.設(shè)計(jì)方案的思考 7二.設(shè)計(jì)方案的特點(diǎn) 7三.工藝流程 7 7一.設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明 8二.全塔的物料衡算 8三.塔板數(shù)的確定 9四.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 五.精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算 六.塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算 七.塔板負(fù)荷性能圖 八.附屬設(shè)備的的計(jì)算及選型 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 一.設(shè)計(jì)原則確定 二.操作條件的確定 苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)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99.8%的氯苯50000t,塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%(以上均為質(zhì)量%)。1.塔頂壓強(qiáng)4kPa(表壓);5.單板壓降不大于0.7kPa;每年300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。11.繪制塔板施工圖(可根據(jù)實(shí)際情況選作);七.設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)溫度，(℃)8苯氯苯符號說明：H?——封頭高度，H?——裙座高度，k?——液膜吸收系數(shù)，m/hK——穩(wěn)定系數(shù)，無因次K?——?dú)饽の障禂?shù)kmol/(m2·h·kPa)m——相平衡常數(shù)，無因次n——篩孔數(shù)目Nos——?dú)庀嗫倐髻|(zhì)單元數(shù)，N?——理論板層數(shù)△Pp——?dú)怏w通過每層篩板的壓降，Paup——泛點(diǎn)氣速，m/sug——?dú)怏w通過篩孔的速度，m/suo,ain——漏液點(diǎn)氣速，m/su’o——液體通過降液管底隙的速度，m/sU?——液體質(zhì)量通量，kg/(m2·h)Uuin——最小液體噴淋密度，m3/(m2·h)U?——?dú)怏w質(zhì)量通量，kg/(m2·h)x——液相摩爾分?jǐn)?shù)X——液相摩爾比y——?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)Y——?dú)怏w摩爾比β——充氣系數(shù)，無因次；下標(biāo)V——?dú)庀嗤w由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格φ25～100mm、高度0.5～1.5m,每段塔節(jié)可設(shè)置1～2個(gè)進(jìn)料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計(jì)制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體塔的設(shè)計(jì)資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合塔徑不很大，易氣泡物系，三.工藝流程原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(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)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹苯-氯苯板式精餾塔的工藝計(jì)算書一.設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。二.全塔的物料衡算(一)料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。(二)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M=0.47×78+(1-0.47)×112.61=96.34kg/kmolM?=0.99×78+(1-0.99)×112.61=78.34kg/kmolMw=0.007×78+(1-0.007)×112.61=112.(三)料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率物料衡算、原料處理量(一)理論塔板數(shù)N,的求取溫度，(℃)8苯氯苯兩相摩爾分率X1725790yl354610圖3-1苯—氯苯混合液的x—y圖故最小回流比：操作回流比：精餾塔的氣液相負(fù)荷L=R×D=0.783×37.04=29.00kmol/hL'=L+F=29.00+78.64=107.64kmol/h3.求理論塔板數(shù)求操作線方程：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：(二)實(shí)際塔板數(shù)(一)平均壓強(qiáng)pmP?=101.3+4=105.6kpaP=105.3+0.7×8=110.9kpa(二)平均溫度t(三)平均分子量Mv=0.7Vx=0.7×1.216=0.85m/sMm=0.91×78+(1-0.91)×112.61=81M=0.7867×78+(1-0.7867)×112.61=85.38kg/kmolM?m=0.4444×78+(1-0.4444)×112.61=97.23kg/kmolM=(78.34+85.38)/2=81.86kg/kmolMm=(81.43+97.23)/2=89.(四)平均密度p。P?=816.6kg/m3Pa=1038.7kg/m3P?=776.6kg/m3Pn=1019.kg/m3溫度，(℃)σ苯氯苯σ?=21.23mN/mo?=23.07mN/mGLDm=0.98×21.23+0.02o?=18.98mN/mσg=21.69mN/mGLFm=0.4444×18.98+0.5556μ?=0.307mPa·sμ=0.339mPa·sμ?=0.258mPa·sμg=0.284mPa·s2.按Smith法求取允許的空塔氣速μm(即泛點(diǎn)氣速u)3.取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為4.精餾段的塔徑D=√4V,/mi=√4×1.804/3.14×0.9圓整取D=1600mm,此時(shí)的操作氣速u=0.9665m/s5.精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z=(Nu-1)H?=(6-1)×0.4提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為(二)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、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口(1)溢流堰長(出口堰長)1(2)出口堰高h(yuǎn)由l/D=0.6及L?/12?=8.24/0.962?=9.13,查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-5得h=0.00284×1×(8.24/0.96)3=0.0119m>0.006m(滿足要求)h=h?-hw=0.06-0.0119=0.由//D=0.6,查化原下P?圖11-16得W/D=0.11,A,/A?=0.056,即：W?=0.176m,A?=0.785D2=2.01m2,A,=r=A,H?/L?=0.11256×0.45/0.00229=22.12s>5s(滿足要求)查表5-11,得β=0.57.h=βh?=β(h+h)=0.57(0.0481+0.0119)=氣體通過每層塔板的液柱高度為h,=h+h?+h?=0.0468+0.0342+0.0020=0.083m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Ap=Pgh,=850.19×9.81×0.083=692.25Pa=0.69kPa<0.7kPa(滿足工藝要求)2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶=0.011kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣(滿足要求)在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍中。4.漏液漏液點(diǎn)的氣速u篩板的穩(wěn)定性系數(shù)5.液泛苯—氯苯物系屬于一般物系，取φ=0.5七.塔板負(fù)荷性能圖1.液沫夾帶線(1)表7-12.液泛線(2)在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)L,值，依式(7-4)算出對應(yīng)的V,值列于下表：表7-2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)4.漏液線(氣相負(fù)荷下限線)(4)漏液點(diǎn)氣速表7-3依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線(4)圖7-1精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA,即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得八.附屬設(shè)備的的計(jì)算及選型(一)塔體總高度板式塔的塔高如圖8-1所示，塔體總高度(不包括裙座)由下式?jīng)Q定：H=H?+(N?-2-S)×H?+S×H?+H?+HS——人孔數(shù)目(不包括塔頂空間和塔底空間的人孔)。(二)塔頂空間Ho塔頂空間(見圖8-1)指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取H為(1.5～2.0)Hr。若圖8-1塔高示意圖需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間。(三)人孔數(shù)目人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450mm(本設(shè)計(jì)取(四)塔底空間Hg塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取3～5分鐘；對易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取精餾裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。(五)冷凝器按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式。如圖8-2(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計(jì)來調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。圖8-2冷凝器的型式5.流體流動(dòng)阻力(壓強(qiáng)降)的計(jì)算(1)管程流動(dòng)阻力(2)殼程流動(dòng)阻力殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式很多，在此介紹埃索法計(jì)算殼程壓強(qiáng)降△P?的公式，即Fs——?dú)こ虊簭?qiáng)降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取1.15,氣體可取1.0。式中：F——管子排列方法對壓強(qiáng)降的校正因數(shù)，對正三角形排列F=0.5,對轉(zhuǎn)角三角形為0.4,正方形為0.3;f?——?dú)こ塘黧w的摩擦系數(shù)；N,——橫過管束中心線的管子數(shù)；N.值可由下式估算：管子按正三角形排列：n.=1.1√nh——折流擋板間距；ug——按殼程流通截面積A?計(jì)算的流速，m/s,而Ao=h(D-nedo)。6.管殼式換熱器的選型和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟(1)計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格a.確定流體在換熱器中的流動(dòng)途徑b.根據(jù)傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)荷Q。c.確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計(jì)算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。d.計(jì)算平均溫度差，并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程e.依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值范圍，或按生產(chǎn)實(shí)際情況，選擇總傳熱系數(shù)K值。f.由總傳熱速率方程Q=KS△tm,初步計(jì)算出傳熱面積S,并確定換熱器的基本尺寸(如D、L、n及管子在管板上的排列等),或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格(2)計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計(jì)算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計(jì)算結(jié)果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調(diào)整流速，在確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的換熱器，重新計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。(3)核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對流傳熱系數(shù)，確定污垢熱阻R?;和R,在計(jì)算總傳熱系數(shù)K',比較K的初設(shè)值和計(jì)算值，若K’/K=1.15～1.25,則初選的換熱器合適。精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸(1)釜式式再沸器如圖8-2(a)和(b)所示。(a)是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。塔底液體進(jìn)入底液池中，再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留8～10分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6倍。的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。(2)熱虹吸式再沸器如圖8-2(c)、(d)、(e)所示。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%,否則傳熱不良。(3)強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖8-2中(f)所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時(shí)間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計(jì)算。圖8-2再沸器的型式8.接管直徑各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即：(1)塔頂蒸氣出口管徑Dy蒸氣出口管中的允許氣速Uv應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表8-1。表8-1蒸氣出口管中允許氣速參照表常壓蒸汽速度/m/s(2)回流液管徑Dg度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時(shí)，速度可取1.5～2.5m/s。(3)進(jìn)料管徑dy料液由高位槽進(jìn)塔時(shí)，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時(shí)，流速取為(4)釜液排除管徑dw釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。(5)飽和水蒸氣管飽和水蒸氣壓力在295kPa(表壓)以下時(shí)，蒸氣在管中流速取為20～40m/s;表壓在785kPa以下時(shí)，流速取為40～60m/s;表壓在2950kPa以上時(shí)，流速取為80m/s。加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)若精餾塔采用直接蒸氣加熱時(shí)，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結(jié)構(gòu)為一環(huán)但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為5～10mm,孔距為孔徑的5～10倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.2～1.5倍，管內(nèi)蒸氣速度為20～25m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時(shí)間。(1)確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定，如果流量在一定范圍內(nèi)波動(dòng)，選泵時(shí)應(yīng)按最大流量考慮。根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排，用柏努利方程計(jì)算在最大流量下管路所需的壓頭。(2)選擇泵的類型與型號首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量Q。和壓頭H。從泵的樣本或產(chǎn)品目錄中選出合適的型號。顯然，選出的泵所提供的流量和壓頭不見得與管路要求的流量Q。和壓頭H。完全相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點(diǎn)，但在該條件下對應(yīng)泵的效率應(yīng)比較高，即點(diǎn)(Q.、He)坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對應(yīng)的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù)。(3)核算泵的軸功率若輸送液體的密度大于水的密度時(shí)，可按,核算泵的軸功率。綜上，所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表：15降液管底隙高度h?,m0.029818開孔區(qū)面積Aa,m21.40823空塔氣速u,m/s0.966524篩孔氣速uo,m/s27負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶ey,(kg液/kg氣)0.011氣相負(fù)荷上限Vs,mx,m2/s氣相負(fù)荷下限Vs,min,m2/s操作彈性一.設(shè)計(jì)原則確定工程設(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。設(shè)計(jì)者在進(jìn)行工程設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)綜合考慮諸多影響因所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計(jì)的流程與設(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)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過2.滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費(fèi)用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費(fèi)用增加。因此，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)全面考慮，力求總費(fèi)用盡3.保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強(qiáng)度。結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對某些問題作具體闡述。1.操作壓力精餾操作通?？稍诔?、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)致塔但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚眉訅壕s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。對于本設(shè)計(jì)中2.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，在本設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾3.加熱方式精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器