苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计.doc

课程设计说明书 题 目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 院(系): 化学化工学院 专业年级: 化学2012级 姓 名: 王* 学 号: 121* 指导教师: 李*副教授 2015年10月目录1绪论12 设计方案确定与说明12.1设计方案的选择12.2工艺流程说明23 精馏塔的工艺计算23.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算33.2.1精馏塔平均温度43.2.2气、液相的密度的计算43.2.3混合液体表面张力63.2.4混合物的黏度73.2.5相对挥发度83.2.6 气液相体积流量计算83.3塔板的计算93.3.1操作线方程的计算93.3.2实际塔板的确定103.4塔和塔板主要工艺结构尺寸计算113.4.1塔径的计算113.4.2溢流装置133.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列153.5 精馏塔塔板的流体力学计算173.5.1精馏塔塔板的压降计算173.5.2淹塔183.6 塔板负荷性能计算183.6.1 雾沫夹带线183.6.2 液泛线193.6.3 液相负荷上限203.6.4 漏液线203.6.5 液相负荷下限213.6.6塔板负荷性能图214 设计结果汇总表235工艺流程图及精馏塔工艺条件图246设计评述251绪论精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。工业生产对塔板的要求主要是：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。本文的主要设计内容可以概括如下：1.设计方案的选择及流程 ；2.工艺计算； 3.浮阀塔工艺尺寸计算；4.设计结果汇总；5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图2 设计方案确定与说明2.1 设计方案的选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。2.2工艺流程说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。3 精馏塔的工艺计算3.1全塔的物料衡算F：原料液流量 (kmol/s) ：原料组成(kmol%)D：塔顶产品流量(kmol/s) ：塔顶组成(kmol%)W：塔底残液流量(kmol/s) ：塔底组成(kmol%)料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/mol和112.61kg/mol。 平均摩尔质量料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天。一天以24小时计，有F=9000100.44112.51-0.44/78.1130024=138.51kmol/h全塔物料衡算：总物料衡算F = D + W苯物料衡算0.44F=0.02D+0.98W联立解得F=138.51kmol/h D=78.09kmol/h W=60.59kmol/h3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 表3-1常压下苯氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系 温度/ 液相 气相 温度/ 液相 气相 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267 0.613.2.1精馏塔平均温度利用表3-1中数据由拉格朗日插值法可求得、。 （1） ： （2） ： （3） ： （4） 精馏段平均温度： （5） 提馏段平均温度：3.2.2气、液相的密度的计算 已知：混合液密度：（质量分率，为平均相对分子质量），不同温度下苯和氯苯的密度见表3-2。 表3-2 不同温度下苯和氯苯的密度（） 温度 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 混合气密度： （1）精馏段： 液相组成：气相组成：所以 （2）提馏段： 液相组成： 气相组成： 所以 求得在和温度下苯和氯苯的密度。 同理可得： ， 在精馏段，液相密度： 气相密度： 在提馏段，液相密度： 气相密度： 3.2.3 混合液体表面张力 不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。 表3-3 苯和氯苯不同温度下的表面张力（） 温度（） 80 85 110 115 120 131 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 精馏段 苯的表面张力： 氯苯的表面张力； 联立方程组 代入求得： 提馏段 苯的表面张力； 氯苯的表面张力： 联立方程组 代入求得： 求得 3.2.4混合物的黏度 查化工原理附录11可得 ， ， 精馏段黏度： 提馏段黏度： 3.2.5 相对挥发度 精馏段挥发度：由得 所以 相对挥发度 提馏段挥发度：由得 所以 相对挥发度3.2.6 气液相体积流量计算 在图上，因，查得，而， 故有： 取 精馏段： L=RD=1.1878.09=92.15kmol/h=0.0256kg/s V=(R+1)D=1.18+178.09=170.24kg/h=0.0473kg/s 已知： 则有质量流量： L1=ML1L=104.9392.15=9669.30kg/h V1=MV1V=110.44170.24=18801.31kg/h 体积流量：LS1=L1L1=9669.30833.33=11.60m/h=0.0032m/s VS1=V1V1=18801.313.73=5040.57m/h=1.40 m/s 提馏段： 因本设计为饱和液体进料，所以。L=L+qF=0.0256+1138.513600=0.064kmol/sV=V+q-1F=0.0473kmol/s 已知： 则有质量流量：L2=ML2L=86.360.064=5.53kg/sV2=MV2V=97.370.0473=4.6kg/sW=L2-V2=0.92kg/s 体积流量：3.3塔板的计算3.3.1操作线方程的计算 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程： 表3-4 相关数据表温度，（）8090100110120130131.8两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710 图3-1 苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解3.3.2实际塔板的确定 作图得精馏段理论板数为3.7块 提馏段理论板数为5.8块（1） 精馏段 已知： 所以：块，取实际板数为8块（2） 提馏段 已知： 所以：块 取实际板数为12块全塔所需实际塔板数：块全塔效率加料板位置在第10块板。3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 3.4.1塔径的计算 （1）精馏段 由，式中C可由史密斯关联图查出： 横坐标数值： 初取板间距：通常板间距取，则取，板上液层高度， 则 图3-2 史密斯关联图 查史密斯关联图可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整为1.6m 横截面积： 实际空塔气速：（2）提馏段 横坐标数值： 取板间距，则有 查图可知, 根据顶标准圆整为1.60m。横截面积： 空塔气速： 3.4.2 溢流装置 （1）堰长当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。 取 （2）出口堰高 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 堰上液高度按公式 近似取 精馏段： 提馏段：（3）弓形降液管的宽度和横截面积 图3-3 由 查上图得， 则： 验算降液管内停留时间： 精馏段： 提馏段： 停留时间，所以降液管可使用。（4）降液管底隙高度 精馏段： 取降液管底隙的流速，则有 取 提馏段： 取降液管底隙的流速，则有 取 因为不小于20mm，故满足要求。3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 （1） 塔板分布本塔塔径为，采用分块式塔板，查下表得。塔板为4块。 表3-5 不同塔径的分块式塔板数塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 （2） 浮阀数目与排列 精馏段： 取阀孔动能因子，则孔速为： 取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 ，所以取阀孔孔径 每层塔板上浮阀数目为： 块（采用型浮阀） 取边缘区宽度，破沫区宽度。 计算塔板上的鼓泡区面积，即： 其中 所以 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 排间距一般取 则排间距： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小些，故取mm，按，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中心到塔壁的距离为80mm,与进口堰、溢流堰的距离为90mm,刚开孔部分的长边为，短边为 所以作图可得浮阀数为205个。 按重新计算孔速和阀孔动能因数。阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率 提馏段取阀孔动能因数，则每层塔板上浮阀数目为：块按，估算排间距为取，排得阀数为179个。按重新计算孔速和阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率3.5 精馏塔塔板的流体力学计算3.5.1 精馏塔塔板的压降计算 气相通过浮阀塔板的压降可根据计算 精馏段 干板阻力： 因为，故： 板上充气液层阻力： 取 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为： 提馏段 干板阻力： 因，故： 板上充气液层阻力：取 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为： 3.5.2 淹塔 为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。 精馏段 单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度： 取，已选定 则 可见，所以符合防止淹塔的要求。 提馏段 单板压降所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度：，则 取，则 可见，所以符合防止淹塔的要求。3.6 塔板负荷性能计算 3.6.1 雾沫夹带线 由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段： 整理得：，即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出。 提馏段： 整理得：，得 精馏段 提馏段 3.6.2 液泛线 精馏段： 整理得 提馏段： 整理得 在操作范围内任取若干个值，算出相应的值精馏段 提馏段 3.6.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s。 液体降液管内停留时间s 以s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： 3.6.4 漏液线根据，其中：精馏段同理可得，提馏段 0.01 0.02 0.03精馏段 0.736 0.736 0.740精馏段 0.790 0.790 07913.6.5 液相负荷下限 取堰上液层高度为作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相 流量无关的竖直线 取，则 由以上作出塔板负荷性能图。3.6.6塔板负荷性能图 图3-4 精馏段塔板负荷性能图 图3-5 提馏段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。 所以：精馏段操作弹性;提馏段操作弹性。 浮阀塔的工艺计算结果见下表。 表3-6 浮阀塔工艺计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径m1.61.6分块式塔板等腰三角形叉排，同一横排板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速m/s0.70.7堰长m1.121.12堰高m0.04690.0396板上液层高度m0.01310.0204降液管底隙高度m0.040.07浮阀数205179阀孔气速m/s5.446.23浮阀动能因子10.5011.28孔心距m0.0750.075排间距m0.070.08单板压降Pa539.00535.37液体在降液管内停留时间s25.3013.64降液管内清液层高度m0.1270.12泛点率%58.2155.87气相负荷上限m3/s7.013.72气相负荷下限m3/s0.880.31操作弹性7.979.074 设计结果汇总表序号 项目精馏段提馏段1平均温度 tm 87.87112.262气相流量 Vs m3/s1.41.43液相流量 Ls m3/s0.003220.005974实际塔板数8125精馏塔塔径 m1.61.66板间距 m0.450.457溢流形式单溢流单溢流8降液管形式弓形弓形9堰长 m1.121.1210堰高 m0.04690.039611板上液层高度0.060.0612堰上液层高度 m0.01310.020413降液管底隙高度 m0.040.0714安定区宽度 m0.10.115边缘区宽度 m0.060.0616开孔区面积 m21.721.7217阀孔直径 m0.040.0418阀孔数目20517919孔中心距 m0.0750.07520排间距 m0.070.0821开孔率 12.8711.222空塔气速 m/s0.700.7023筛孔气速 m/s5.446.2324每层塔板压降 kPa0.5390.53525泛点率 %58.3255.8726负荷上限0.01630.016327负荷下限0.0009520.00095228操作弹性7.979.075工艺流程图及精馏塔工艺条件图5.1工艺流程图图5-1板式精馏塔的工艺流程简图6设计评述本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离原料中含氯苯为0.45（以下皆为质量分率）的苯氯苯混合液，其中混合液进料量为138.38kmol/h，进料温度为80.34摄氏度，要求获得0.98的塔顶产品和0.02的塔釜产品,再沸器用2atm的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质。通过查阅资料，相互讨论，相互学习，对板式精馏塔的设计有了初步想法。在最小回流比的求取中，我们利用苯氯苯溶液体系的汽液相平衡数据，用AutoCAD作图，再做切线求出最小回流比。据回流比进行物料衡算可以得到摩尔流量、密度、温度等参数，再通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计，最后选择离心泵、换热器等设备进行设备流程图和设备装备图的绘制。