苯-氯苯連續(xù)精餾塔的工藝設計方案.docx

苯-氯苯連續(xù)精餾塔的工藝設計方案一 設計題目苯-氯苯連續(xù)精餾塔的設計二. 設計任務及操作條件1. 進精餾塔的原料液含苯38%（質(zhì)量%，下同），其余為氯苯；2. 產(chǎn)品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。4. 操作條件（1） 塔頂壓強4kPa（表壓）；（2） 進料熱狀態(tài)自選；（3） 回流比自選；（4） 塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa（5） 單板壓降 0.7kPa。二操作條件1.塔頂壓強4kPa（表壓）；2.進料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)；5.單板壓降不大于0.7kPa；三. 設備形式：篩板塔四. 有關物性參數(shù)相對分子質(zhì)量：苯：78.11； 氯苯：112.56序號12345678910111213溫度/K404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981五. 設計內(nèi)容（一）設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）塔板的流體力學驗算（4）塔板的負荷性能圖（六）設計結果概要或設計一覽表（七）輔助設備選型與計算（八）繪制生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖（九）對設計過程的評述和有關問題的分析討論設計方案 此塔為板式塔，通體由不銹鋼制造。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。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行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。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)任意設定。同時，為了滿足需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。工藝流程原料液由高位槽即原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續(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；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一設計方案的確定及工藝流程的說明 本設計任務為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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，蒸汽流量由控制器控制，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。塔主體設計設計任務及操作條件：1. 進精餾塔的原料液含苯38%（質(zhì)量%，下同），其余為氯苯；2. 產(chǎn)品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。4. 操作條件（1） 塔頂壓強4kPa（表壓）；（2） 進料熱狀態(tài)泡點進料；（3） 回流比自選；（4） 塔底加熱蒸汽壓力：0.5MPa（5） 單板壓降 0.7kPa。根據(jù)設計要求可得：輕組分摩爾分數(shù)：進料原液：=46.9%同理可求 塔頂產(chǎn)品97.6%； 塔釜%平衡曲線的確定：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)作圖序號12345678910111213溫度404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981由于泡點進料=0.469由圖查得=0.805回流比：利用公式 可求得=0.509取R=2=1.18平均摩爾質(zhì)量： 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/kmol 78.110.029(10.029)112.56111.56kg/kmol由于生產(chǎn)能力為96 噸/day（24h）原料液。即為F=96 噸/day=4000kg/h; F=4000/96.40=41.49Kmol/h解得所以D=1515.79/78.94=19.21 Kmol/h;W=2484.21/111.56=22.27K mol/h由此可得精餾塔的汽、液相負荷L=RD=1.1819.21=22.67 kmol/hV=(R+1)D=(1.18+1)19.21=41.88 kmol/hL=L+F=22.67+41.49=64.16 kmol/hV=V=41.88 kmol/h進而可求操作線方程：精餾段： 提留段： 查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊80時苯蒸汽壓：=110kpa; 氯苯蒸汽壓：=19.66;kpa140時苯蒸汽壓：=480kpa; 氯苯蒸汽壓： =126.1kpa;可求； 可以確定在4.705左右。將進料點帶入平衡方程其中y=0.805,x=0.469；解得因此相平衡方程為理論塔板數(shù)的確定：現(xiàn)已知：由此進行逐板法求理論塔板數(shù)：(設塔頂處為第一塊板向塔釜標注)=0.976所以第一塊板： 第二塊板： 0.749依次計算列入下表：板數(shù)yx備注10.9760.897精餾段20.9330.749精餾段30.8530.555精餾段40.7480.389提留段50.6100.251提留段60.3990.124提留段70.2060.052提留段80.0960.022提留段90.0490.011第4塊板進料經(jīng)作圖法驗證理論塔板數(shù)為8塊基本合理塔頂、塔釜、進料板溫度及其他物性參數(shù)的計算內(nèi)差法計算溫度：根據(jù)查得的氣液平衡與溫度關系表塔 頂： 解得=353.880K=80.730進料板： 解得=371.751K=98.601塔 釜： 解得=401.314K=128.164同理用內(nèi)差法查各處粘度、密度及表面張力：各溫度下參數(shù)（化學化工物性參數(shù)手冊）80.000 100.000 120.000 140.000 密度苯815.000 792.500 768.900 744.100 氯苯1042.000 1091.000 996.400 972.900 粘度mPa*s苯0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯0.428 0.363 0.313 0.274 表面張力（mN/m）苯21.270 18.850 16.490 14.170 氯苯23.750 21.570 19.420 17.320 用內(nèi)差法計算得：溫度/=80.730=98.601=128.164t塔=104.497t精=89.67密度苯814.179794.151758.777774.206 804.121 氯苯1043.7891097.617986.8071017.671 1030.880 粘度mPa*s苯0.3060.2580.2020.224 0.282 氯苯0.4260.3660.2970.324 0.397 表面張力（mN/m）苯21.18219.01515.54317.021 20.100 氯苯23.67021.72018.56319.903 22.696 全塔平均溫度為：（80.730128.164）2=104.497=0.2240.4960.3240.504=0.274mPa*s實際塔板數(shù)：=4.6740.274=1.281 mPa*s查塔效率關聯(lián)圖得:=43%;=0.49=0.49=0.461實際塔板數(shù)為：N17.35；所以實際塔板數(shù)為18塊。精餾段平均物性參數(shù)：由上表參數(shù)進行如下計算精餾段平均壓強取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：平均壓強精餾段平均溫度已經(jīng)求得平均溫度為：=（80.73098.601）2=89.67平均分子量 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol 78.110.805(10.805)112.5684.82kg/kmol 78.110.897(10.897)112.5681.66kg/kmol 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/kmol精餾段： 精餾段平均密度液相平均密度塔頂： 可得進料板： 可得精餾段：汽相平均密度 精餾段液體的平均表面張力塔頂： 進料板：精餾段：氯苯的汽化潛熱：純組分的汽化潛熱與溫度的關系式：（氯苯的臨界溫度：）（常壓沸點下的汽化潛熱為35.3103kJ/kmol。）液體的平均粘度塔頂： 進料板：精餾段：塔和塔板主要工藝尺寸的設計：氣液相負荷的計算：汽相摩爾流率kmol/h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塔直徑D的確定：設板間距 液層高度：查泛點關聯(lián)圖： 0.125圓整后D=600mm; 操作氣速u=1.171m/s塔高：（人孔取700mm）H=(3-1)600+(5-1)600+700=4300mm=4.3m塔板設計：采用單流型塔板溢流裝置：溢流堰：堰長m此時故成立堰高降液管：降液管寬查表得 D=0.6m所以可求得：= 降液管高度： 在0.020.25之間滿足要求塔板設計塔板布置開孔面積： 據(jù)經(jīng)驗值取 D=0.600m 代入上式;據(jù)經(jīng)驗值：安定區(qū) 無效區(qū)篩孔：據(jù)經(jīng)驗值?。嚎讖?孔間距t=2.4則t=12mm開孔率： 取篩孔數(shù)目：開孔面積：驗證：基本符合篩孔氣速： 篩板流體力學驗算：塔板壓降：板厚度取 查得 查得 即0.089.81888.1=696pa液沫夾量基本符合漏液點氣速校核 基本符合停留時間核算：=塔板負荷性能圖：液沫夾帶線令得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.46400.44880.43700.42670.41730.40450.3889液泛線令設則 得 則由于則可得則可求得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.47470.45760.4315液相上線可求不同值漏液線設則 由于則可得則可求得下表序號1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691液相下線得下圖操作彈性：精餾塔的設計計算結果匯總一覽表項 目符 號單 位計 算 結 果精餾段提餾段平均壓強PmkPa106.2平均溫度tm89.67-平均流量氣相m3/s0.331-液相m3/s0.00058-實際塔板數(shù)塊18板間距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔徑Dm0.6空塔氣速um/s1.171塔板液流型式單流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.385堰高m0.061溢流堰寬度m0.075底隙高度m0.051板上清液層高度m0.06孔徑mm5孔間距mm12孔數(shù)n個1006開孔面積A0m20.0197篩孔氣速m/s16.80塔板壓降kPa0.696液體在降液管中的停留時間S17.58降液管內(nèi)清液層高度m0.0486霧沫夾帶kg液/kg氣0.022負荷上限霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制氣相最大負荷m3/s0.338氣相最小負荷m3/s0.200操作彈性1.69項 目符 號單 位計 算 結 果精餾段提餾段平均壓強PmkPa108.1平均溫度tm89.305113.285平均流量氣相m3/s0.3550.379液相m3/s0.0006650.00198實際塔板數(shù)塊9板間距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔徑Dm0.6空塔氣速um/s0.699塔板液流型式單流型溢流裝置溢流管型式弓形堰長m0.72堰高m0.0504溢流堰寬度m0.18底隙高度m0.023板上清液層高度m0.06孔徑mm4孔間距mm12孔數(shù)n個2485開孔面積A0m20.0312篩孔氣速m/s11.83塔板壓降kPa0.657液體在降液管中的停留時間S42.88降液管內(nèi)清液層高度m0.134霧沫夾帶kg液/kg氣0.022負荷上限霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制氣相最大負荷m3/s0.510氣相最小負荷m3/s0.237操作彈性2.15附屬設備選型塔頂空間：塔底空間：冷凝器選型冷凝器的熱負荷傳熱面積：管數(shù)：選AES 700-4-158.4-6/25-2進料為高位槽進料。設計感想通過本次板式塔的設計和選型，整體地了解了塔設計的全過程、附屬設備的配套選型，和塔設計的精細要求。對學習過的精餾