苯氯苯分离过程精馏塔设计

1 苯 一 . 设计题目 : 苯 二 . 设计任务及操作条件 1. 进精馏塔的原料液含苯 40%（质量 %，下同），其余为氯苯； 2. 产品含苯不低于 95%，釜液苯含量不高于 2%； 3. 生产能力为 96 吨 /24h）原料液。 4. 操作条件 （ 1） 塔顶压强 4压）； （ 2） 进料热状态自选； （ 3） 回流比自选； （ 4） 塔底加热蒸汽压力： 5） 单板压降 三 . 设备形式：筛板塔或浮阀塔 四 . 有关物性参数 五 . 设计内容 （一）设计方案的确定及流程说明 （二）精馏塔的物料衡算 （三）塔板数的确定 1、理论塔板数计算 2、实际塔板数计算 （四）塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算 2、塔的有效高度计算 （五）塔板主要工艺尺寸的计算 （ 1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管 底隙高度） （ 2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列） （ 3）塔板的流体力学验算 （ 4）塔板的负荷性能图 （六）设计结果概要或设计一览表 （七）辅助设备选型与计算 （八）生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图 （九）对本设计的评述或有关问题的分析讨论 2 符号说明： 英文字母 板的开孔区面积， 液管的截面积 , 孔区面积 , 无因次 0mN/m 的负荷因子 um / kg/ () m m m m m m 下标 m m m hm m m m 高度 m m m m 3 m m m m m3/h m3/s m/s u0,m/s m/s m3/h m3/s m m m Z 式塔的有效高度 m 希腊字母 m s kg/ ： 项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提馏段 4 各段平均压强 段平均温度 均流量 气相 Vs m3/s 相 Ls m3/s 10际塔板数 N 块 9 7 板间距 HT m 的有效高度 Z m 径 D 00 700 空塔气速 u m/s 板液流型式 单流型 单流型 溢流装置 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 lw m 高 hw m 流堰宽度 Wd m 底与受液盘距离 h0 m 上清液层高度 hL m 径 d0 孔间距 t 0 10 孔数 n 个 /板 1155 1155 开孔面积 孔气速 u0 m/s 板压降 hp 体在降液管中停留时间 s 降液管内清液层高度 Hd m 沫夹带 ev 荷上限 雾沫夹带线 控制 液相负荷上 限线 负荷下限 液相负荷下限线 控制 漏液线控制 5 气相最大负荷 Vs,m3/s 相最小负荷 Vs,m3/s 作弹性 式塔设计 一、 设计方案的选定及流程简图 采用连续精馏过程。根据设计任务，可以采用筛 板塔，因为筛板塔造价比较低廉，且处理量大。原料采用泡点进料，塔顶采用全 凝器，塔釜采用饱和蒸汽间接蒸汽加热。 泡点 回流 3. 操作条件： A. 操作压强 常压；常压下苯和氯苯的沸点分别为 ，两者沸点相差较大，常压即可较好分离。 B. 进料热状态 泡点进料；避免受季节气温影响。 C. 设计点的选择 塔顶第一块板 二、 精馏塔的工艺计算 （一）料液及塔顶产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的摩尔质量分别为 2/0 0 2/5 预热器 加热至泡点的物料 精馏塔 全凝器 冷凝器 产品储罐 储槽 再沸器 冷凝器 产品储罐 6 ） 平均摩尔质量 k m / k m ol/ 29 6 ）（k m o l/ 2)0 2 （） 料液及塔顶、底产品的摩尔流率 生产力为 96t/料液，则 hk m o / 0 024/9 6 0 0 0 ，由全塔物料恒算： F=D+W 得： F=h D=h W=h （四）常压下苯 1、纯组分的饱和蒸汽压 t 的关系：AP o 2、常压（ 苯 计算示例：取温度 t=85 950 6 P 9 6 0 1 A B C 苯 苯 7 常压下苯 P=760 表一 温度 5 0 00 05 10 15 20 25 30 8 （五） 塔板数的确定 1、 q 线方程。因为采用泡点进料，所以 q=1，则 xq=、相对挥发度 的确定。 由试差法求的： 表一中第四栏结果 在 ， = 9 试差方法：在 格中，设定各个参数的计算公式，然后按缩小范围的方法，逐步改变温度 t 的值，直至某一温度对应的 x 值为 时的 值即为所求相对挥发度。计算所用 格见附表： 设计 氯苯气液相数据表 、最小回流比 实际回流比 R 的确定 xy qq xy 取 R=、理论塔板数计算 L=h V=（ R+1） D=（ ） h k mo l / hk m o 精馏段操作线方程： xR y T：由图得 （含塔 10 釜）， 第 4 块板为进料板 5、实际塔板数计算： 板效率可用公式： 温度 通过气液平衡关系，使用试差法，求得各温度见表一红色标注；读得： tD tF 馏段平均温度1t 提留段平均温度2t 11 黏度 通过温度查液体黏度共线图（化工原理上册 苯、氯苯不同温度下的黏度见下表： 温度（） t t A 苯 B 合液相平均黏度 Lm 相平均黏度用公式： x 以温度为 例计算： m = ）（ 温度（） 12 其它各组计算结果见上表 实际塔板数 N 精馏段相对挥发度： 提留段相对挥发度： 精馏段： （块） 提留段： ）（E 482 ）（块） 则 N=9+7=16（块） 全塔效应 .%4416 18 加料板在第 塔顶往下数） （六）相关物性数据计算 I. 平均压强 + D+9 F+7 精馏段平均压强 P=（ = (w)/2=I. 密度 不同温度下苯 13 温度 60 80 100 120 140 苯 kg/苯kg/064 1042 1019 相密度计算公式： 液相密度计算公式： 1 （ 由下表可知精馏段和提留段 x,y 的组成 1、精馏段； 液相 x= 气相 y=相 k m o / 2)6 9 9 气相 k m 拉格郎日法求： 8 1 2 801 0 0 1 A31 m/ 0100 1 B31 m/ 提留段 X=馏段 X=14 则：311m/ 3 1 6 1 3 1 9 31 m/ ）（V2、提留段； 液相 x= 液相 y= 液相 k m o l/ 2)2 1 1 k m o 2)5 3 3 322m/00120 322m/ 0 41 0 1 91 0 31 0 1 6 1 0 01 2 0 则：322m/ 0 4 6 5/2 1 32 m/ ）（V表面张力 不同温度下苯 温度 60 80 100 120 140 苯 mN/m 苯mN/m 15 液体平均表面张力公式： 塔顶液相表面张力 m/01 0 0 m/01 0 0 m/ 进料板液相表面张力 m/m/ ）（ 塔底液相表面张力 m/）（ 精馏段液相平均表面张力 m/）（精 16 提留段液相表面张力 m/）（提三、 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 精馏段 质量流量 体积流量 s/ 提留段 质量流量 s/_ _ _2_ _ _2体积流量 s/ 17 取板间距 50板上液层高 0mm 0604 5 0h 精馏段 按 求空塔气速 泛点速度 1111 查图（化工原理下册 ： 8 s/a x 取 u=s/ 圆整得 D=700 提留段 查图（化工原理下册 ： s/a x 取 u=s 18 圆整得 D=700V. 溢流装置设计 塔径 700，采用单溢流平顶弓形堰、弓形降液管、凹形液盘。 堰长 取 堰上液层高度： 321 0 0 取 E=1 （ 1）精馏段： 324332 出口堰高 5 7 （ 2）提留段 23332 出口堰高 4 弓形降液管的宽度 横截面积 Dl w，查化工原理下 得， 2222 又液体在降液管内的停留时间 19 降液管底隙高度 精馏段：取降液管底细的流速 ，则： 6004 合格 提留段：取降液管底细的流速 ，则： 6003 合格 V. 塔板布置 （ 1）边缘区宽度 s 取 0 5 2）开孔区面积 s i 式中： )(2/ 21222 2 2 0 i mA a （ 3）开孔数 n 和开孔率 取孔径 三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度为 = 取中心距 t=20 筛孔数 个）(1 1 2 t An 00 （ 4）筛孔气速 2 0 00 四、流体力学性能校 核及复合性能 1、塔板压力降 精馏段 由 =4/图 得 (200 液柱 气体通过液层阻力 Ll 21 查图得： =柱）0 3 液面表面张力造成的阻力损失 液柱） (0 0 2 0 气体通过每层塔板的液柱高度 柱）（ 1 2 3 3 符合要求k P L 40 6 1 2 提溜段 )(200 液柱 液柱）0 3 液柱） (0 液柱）（ 4 2 L 20 6 9 2、液面落差 由于采用的筛板塔，液面落差很小，且本塔塔直径 22 和液体流量均较小，所以忽略液面落差的影响。 3、液沫夹带 精馏段 液沫夹带量 下式计算： 干气液 6 会产生过量漏液 5、溢流液泛 为了防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 ，对于苯 氯苯物系，取 精馏段 ）（wT hH42 0 0 1 2 不会产生液泛 提溜段 ）（wT hH32 0 0 4 不会产生液泛 五、 塔板复合性能图 24 精馏段 雾沫夹带线 以 /为限，求 3/ 0 010 0 2 8 5.2 3/ 36泛线 25 3/22223/2223/23/222223/223/23/22223/23/ 4 4 2 8 ）（则：液相负荷上限线 a x, 以 气相负荷下限线 26 2m i n,3/2323232m i n,3/2漏液点气速：液相负荷下限线 i n,32m i n,332m i n, ；取堰上液层高度精馏段负荷性能图： 27 （ 2）提溜段 雾沫夹带线 以 /为限，求 3/ 0 010 0 2 8 5.2 3/ 雾沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由图可得： VS,s VS,s 操作弹性为： in,m a x, 28 36泛线 3/22223/2223/23/222223/223/23/22223/23/ 0 7 2 8 ）（则：液相负荷上限线 a x, 以 29 气相负荷下限线 0 3 6 2m i n,3/2323232m i n,3/2漏液点气速：液相负荷下限线 i n,32m i n,332m i n, ；取堰上液层高度提镏段负荷性能图： 30 六、塔板的结构与附属设备 （一）塔顶空间 塔顶空间是指塔内最上层的一块塔板到塔顶封头的直线距 离，通常取 2） 除沫器到第一块塔板的距离为 600塔顶空间为： （二）塔底空间 塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底的间距。依停留时间的 10 15定塔底储液空间，塔底液面至最下层塔板之间保留 1 2m，以保证塔底液料不至于流空。塔的底部空间塔盘到塔底下封头切线的距离： 取 B 雾沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由图可得： VS,s VS,s 操作弹性为： in,m a x, =31 （三）人孔和手孔 本塔共 16 块塔板，塔径 D=700间距 50在塔底裙座处和从塔顶往下数第九块板处开一人孔，开人孔处塔板间距取 600 （四）塔总高 H 0 0 01 5 0 02 2 0 01 0 0 04 5 01116 不包括底座高度，底座高 4m （五）冷凝器 设计采用强制循环 式冷凝器，卧式放置，采用泵向塔提供 回流液。通过计算管壳式换热器的传热面积，选一台合适的换热器。 有关冷凝器的选型计算： 冷凝器的热负荷 0 0/ 忽略温度压力对汽化潜热的影响） 若用温度为 C25 的水做冷却剂，传热系数为 23344 料液温度 冷却水 4025 换热器采用逆流操作，物料走管程，冷却水走壳程 平均温度差 580()4081()(12211221取传热系数 )(250 2 估算传热面积： 0 0 选传热管规格为 ，管长 ，管内流速 ，计算单程管数 n： 32 0 0 0 4 8 程数 p 选型： 0 （六） 精馏塔主要接管尺寸 进料管 选用泵进料，取输送速度为 ： 经圆整选取热轧无缝钢管（ 规格 实际管内流速 回流液管 利用低压泵回流，取回流速度 则： 经圆整选取热轧无缝钢管（ 规格 实际管内流速 塔顶上升蒸汽管 取 0 则： 经圆整选取热轧无缝钢管（ 规格 实际管内流速 釜液出料管 33 取 ： 经圆整选取热轧无缝钢管（ 规格 实际管内流速 设计感想： 通过对板式塔的