苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計78604

PAGE10化工原理課程設(shè)計——苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計工藝計算書目錄TOC\o"1-3"\h\u9125苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計任務(wù) 214508一．設(shè)計題目 2387二．操作條件 223587三．塔板類型 21543四．工作日 225672苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書 71743一．設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明 818598二．全塔的物料衡算 83342三．塔板數(shù)的確定 920353四．塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 124313五．精餾段的汽液負(fù)荷計算 1519372六．塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算 155071七．塔板負(fù)荷性能圖 2012798八．附屬設(shè)備的的計算及選型 234698篩板塔設(shè)計計算結(jié)果 339341設(shè)計評述 3426781一．設(shè)計原則確定 3412304二．操作條件的確定 3421490設(shè)計感想 36苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計任務(wù)一．設(shè)計題目設(shè)計一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯100000t，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為35%，釜?dú)堃褐新缺降募兌葹?9.8％（以上均為質(zhì)量%）。二．操作條件1.塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；2.進(jìn)料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.506MPa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kPa；三．塔板類型篩板或浮閥塔板（F1型）。四．工作日每年330天，每天24小時連續(xù)運(yùn)行。五．設(shè)計內(nèi)容 1.精餾塔的物料衡算；2.塔板數(shù)的確定；3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5.塔板主要工藝尺寸的計算；6.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7.塔板負(fù)荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計算；9.繪制生產(chǎn)工藝流程圖；10.繪制精餾塔設(shè)計條件圖；11.繪制塔板施工圖（可根據(jù)實(shí)際情況選作）；12.對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。六．設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，（℃）8090100110120130131.8×0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊。苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一．設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計任務(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)冷卻后送至儲罐。本設(shè)計采用篩板。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78kg/kmol和112.5kg/kmol。（二）平均摩爾質(zhì)量MF＝78×0.7281＋(1－0.7281)×112.5＝87.38kg/kmol（三）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小時計，有：W′＝100000t/a＝12626.26kg/h，全塔物料衡算：F′＝D′＋W′、0.38F′＝0.02D′＋0.998W′得，D＝313.30kmol/hW＝112.73kmol/hF=426.03kmol/h三．塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，本設(shè)計采用逐級計算法求取，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)，，將所得計算結(jié)果列表如下：表3-1相關(guān)數(shù)據(jù)計算溫度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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，所以其對平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。對于塔頂：x=x=0.9589，接近于1，故塔頂?shù)臏囟葹?0攝氏度，相對揮發(fā)度為5.14；對于塔底：x=x=0.0144，此時溫度為131.8攝氏度，相對揮發(fā)度為3.82。經(jīng)計算得揮發(fā)度為4.43。2.確定操作的回流比R將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。圖3-1苯—氯苯混合液的x—y圖在圖上，因，查得y=0.9286，而x=0.7281，。故有：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：求精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=0.548×151.69=83.13kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82kmol/hL′=L+F=83.13+213.44=296.57kmol/hV′=V=234.82kmol/h3.求理論塔板數(shù)精餾段操作線：平衡方程：y=，x=餾出部分用全凝器;y0.9859x=yx=y=0.3637*0.8762+0.6271=0.9458x=y=0.3637*0.7975+0.6271=0.9172x=第4層為進(jìn)料層，精餾段所需理論塔板數(shù)為4-1=3層。對于提餾段:m=x=0.7143操作線方程y=1.2289x-0.003m=0.7143n=1.2289*0.7143-0.0033=0.8745m=n=1.2289*0.6113-0.0033=0.7479m=n=1.2289*0.4011-0.0033=0.4896m=n=1.2289*0.1780-0.0033=0.2154m=n=1.2289*0.0584-0.0033=0.0685m=n=1.2289*0.01633-0.0033=0.01677m=故提餾段的理論塔板數(shù)為7-1=6層。經(jīng)計算得塊（不含釜）。其中，精餾段塊，提餾段N=6塊，第4塊為加料板位置。（二）實(shí)際塔板數(shù)1.全塔效率選用公式計算。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。塔的平均溫度為0.5×(80+131.8)=106℃（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11得：，。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12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)的計算（一）平均壓強(qiáng)取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：平均壓強(qiáng)（二）平均溫度依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法，計算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：塔頂溫度80℃加料板88℃?！妫ㄈ┢骄肿恿克敚簓=0.9859，（查相平衡圖）加料板：，（查相平衡圖）精餾段：（四）平均密度1.液相平均密度表4-1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算苯：推薦：氯苯：推薦：式中的t為溫度，℃塔頂：進(jìn)料板：精餾段：2.汽相平均密度（五）液體的平均表面張力附：表4-2組分的表面張力（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張力可按下式計算：（為A、B組分的摩爾分率）計算得，塔頂：；（80℃）、進(jìn)料板：；（88℃）精餾段：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：）（六）液體的平均粘度塔頂：查化工原理附錄11，在80℃下有：加料板：精餾段：五．精餾段的汽液負(fù)荷計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)尺寸的計算（一）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.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為4.精餾段的塔徑圓整取，此時的操作氣速。5.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為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2.25+4.95+0.6=7.8m（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算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)口內(nèi)堰。（1）溢流堰長（出口堰長）取堰上溢流強(qiáng)度，滿足篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。（2）出口堰高對平直堰由6及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：（滿足要求）（3）降液管的寬度和降液管的面積由6，查化原下P147圖11-16得，即：，，。液體在降液管內(nèi)的停留時間（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，可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度：規(guī)定m時mm；m時mm；本設(shè)計取mm，mm。（2）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（三）篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.塔板壓降(1)由查圖5-10得=0.772(2)氣體通過液層的阻力由下式計算m/s查表5-11，得β=0.57.（3）液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算氣體通過每層塔板的液柱高度為氣體通過每層塔板的壓降為（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.液沫夾帶式中：=2.5×0.06=0.15在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍中。4.漏液漏液點(diǎn)的氣速篩板的穩(wěn)定性系數(shù)（不會產(chǎn)生過量液漏）5.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度苯—氯苯物系屬于一般物系，取φ=0.5而板上不設(shè)進(jìn)口堰，則成立，故不會產(chǎn)生液泛。七．塔板負(fù)荷性能圖1.液沫夾帶線（1）以氣為限，求關(guān)系如下（7-1）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1）（7-2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-2）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-10.00050.0050.010.0150.024.3963.9293.5793.2863.024依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）2.液泛線（2）（7-3）（7-4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-4）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-20.00050.0050.010.0150.023.3853.0692.6752.111.1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）以（7-5）4.漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）漏液點(diǎn)氣速整理得：（7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（7-6）算出對應(yīng)的值列于下表：表7-30.00050.0010.010.0150.630.650.870.96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，。（7-7）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 Vs,max=3.17m3/s Vs,min=0.65m3/s故操作彈性為：=4.88八．附屬設(shè)備的的計算及選型(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：(8-1)式中HD——塔頂空間，m；HB——塔底空間，m；HT——塔板間距，m；HT’——開有人孔的塔板間距，m；HF——進(jìn)料段高度，m；Np——實(shí)際塔板數(shù)；S——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HD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HD為（1.5～2.0）HT。若圖8-1塔高示意圖需要安裝除沫器時，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塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm（本設(shè)計取600mm）。圖8-1板式塔總體結(jié)構(gòu)簡圖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：式中：VS——流體體積流量，m3/s；u——流體流速，m/s；d——管子直徑，m。（1）塔頂蒸氣出口管徑DV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操作壓力（常壓）常壓1400-6000Pa＞6000Pa蒸汽速度/m/s12～2030～5050～70（2）回流液管徑DR冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為0.2～0.5m/s，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。（3）進(jìn)料管徑dF料液由高位槽進(jìn)塔時，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時，流速取為1.5～2.5m/s。（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，蒸氣在管中流速取為20～40m/s；表壓在785kPa以下時，流速取為40～60m/s；表壓在2950kPa以上時，流速取為80m/s。9.加熱蒸氣鼓泡管加熱蒸氣鼓泡管（又叫蒸氣噴出器）若精餾塔采用直接蒸氣加熱時，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)式蒸氣管，管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔。當(dāng)小孔直徑小時，汽泡分布的更均勻。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間。10.離心泵的選擇離心泵的選擇，一般可按下列的方法與步驟進(jìn)行：（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，選泵時應(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Qe和壓頭He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Qe和壓頭He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)（Qe、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，可按核算泵的軸功率。綜上，所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于下表：篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm，℃842平均壓力Pm，kPa107.43氣相流量Vs，(m3/s)1.8044液相流量Ls，(m3/s)0.002295實(shí)際塔板數(shù)Np176有效段高度Z，m7.357塔徑D，m1.5428板間距HT，m0.459溢流形式單溢流10降液管形式平頂弓形11堰長lw，m0.9612堰高h(yuǎn)w，m0.048113板上液層高度hL，m0.0614堰上液層高度how，m0.011915降液管底隙高度ho，m0.029816安定區(qū)寬度Ws，m0.117邊緣區(qū)寬度Wc，m0.0618開孔區(qū)面積Aa，m21.40819篩孔直徑d0，m0.00520篩孔數(shù)目n722821孔中心距t，m0.01522開孔率φ，%10.123空塔氣速u，m/s0.966524篩孔氣速u0，m/s12.7025穩(wěn)定系數(shù)K2.0426每層塔板壓降△Pp，Pa69027負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶eV，（kg液/kg氣）0.01130氣相負(fù)荷上限Vs,max，m3/s3.1731氣相負(fù)荷下限Vs,min，m3/s0.6532操作彈性4.877設(shè)計評述一．設(shè)計原則確定工程設(shè)計本身存在一個多目標(biāo)優(yōu)化問題，同時又是政策性很強(qiáng)的工作。設(shè)計者在進(jìn)行工程設(shè)計時應(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)、