苯-氯苯精馏塔工艺设计

徐州工程学院化工原理课程设计说明书设计题目：苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计设计者：班级：12化艺1班姓名：陈昌洲学号：20121303131设计日期：指导老师：（签名）设计成绩：日期：化工原理课程设计任务书学院（系）：化工学院专业：化工学工程与工艺学生姓名：陈昌洲学号：20121303131设计题目：苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计起迄日期:2014年5月01日~06月06日指导教师：教研室主任:发任务书日期:2014年6月09日一、设计题目试设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯15万吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%（以上均为质量分数）。二、操作条件1、塔顶压力：4kPa（表压）。2、进料热状况：自选。3、回流比：自选。4、塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）5、单板压降：≤0.7kPa。三、塔板类型筛板或浮阀塔（F1型）。四、工作日每年300天，每天24小时连续运行。五、厂址厂址为徐州地区六、设计内容1、精馏塔的物料衡算；2、塔板数的确定；3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5、塔板主要工艺尺寸的计算；6、塔板的流体力学验算；7、塔板负荷性能图；8、精馏塔接管尺寸计算；9、绘制生产工艺流程图；10、绘制精馏塔设计条件图；11、对设计过程的评述和有关问题的讨论。七、设计基础数据苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据温度，℃8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性参数可查有关手册。

前言1. 塔板与设计方案简介 42. 精馏塔的物料衡算 42.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 42.2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量 52.3物料衡算、热量衡算 53. 塔板数的确定 53.1理论板数NT的求取 63.2实际板数的求取 74.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 84.1操作压力的计算 84.2操作温度的计算 84.3平均摩尔质量的计算 94.4平均密度的计算 94.5液相平均表面张力的计算 104.6液体平均粘度的计算 105.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 115.1塔径的计算 115.2塔高的计算 116.塔板主要工艺尺寸的计算 126.1溢流装置的计算 126.2塔板布置的计算 137.塔板的流体力学验算 137.1气体通过筛板压降和的验算 157.2雾沫夹带量的验算 157.3漏液的验算 157.4液泛的验算 158.探班负荷性能图 168.1漏液线（气相负荷下限线）168.2液沫夹带线 168.3相负荷下限线178.4相负荷上限线178.5泛线189.精馏塔接管尺寸计算 199.1塔顶蒸汽出口管径 199.2塔顶回流液管 199.3加料管径 199.4料液排出管径 199.5饱和蒸汽管径 1910.设计一览表 1911.结论 2113.参考文献 22苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书前言本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。1.塔板与设计方案简介1、塔板性质此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑生产能力大、操作弹性大、流体流动的阻力小、结构简单、耐腐蚀、方便操作等要求。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。2、设计方案的确定1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3.塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/mol氯苯的摩尔质量MB=112.56kg/mol原料液摩尔分率塔顶摩尔分率塔底摩尔分率2.2原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量原料液：MF=78.11×0.702+（1－0.702）×112.56=88.38kg/kmol塔顶：MD=78.11×0.986+（1－0.986）×112.56=78.59kg/kmol塔釜：MW=78.11×0.00288+（1－0.00288）×112.56=112.46kg/kmol2.3物料衡算、热量衡算年产量15万吨，一年300天，一天24小时原料处理量W=（150000*1000）/（300*24*112.56）=185.09kg/molF=D+W0.702F=0.986D+0.00288W 可得F=63.579kmol/hD=45.084kmol/h再沸器的热负荷及加热蒸汽消耗量再沸器的热负荷加热蒸汽消耗量kg/h3塔板数的确定3.1理论板数N的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，，将所得计算结果列表如下：温度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出图，如下图一；图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段8块第4块为加料板位置。2.确定操作的回流比R将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而xq=xF=0.702，xD=0.986。故有：所以进料版第五块，理论塔板数为12块。精馏段五块，提溜段7块，3.2实际板数的求取1.求精馏塔的气液相负荷L=RD=0.581848.59=28.26；V=(R+1)D=(0.5818+1)48.59=76.87；L’=L+F=93.65Kmol/hV’=V=76.86Kmol/h4.求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。求全塔效率：图一（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）把=0.986、=0.705、=0.2909代入上式中得=0.5818由全塔效率公式=0.702×0.16+0.298×0.205=0.175把、代入全塔效率公式得，=0.506精馏段实际板层数提留段实际板层数：4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1操作压力的计算塔顶操作压力：每层塔板压降：进料板压力：精馏段平均压力：4.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：图二（温度组成图）通过图二（温度组成图）易估读出塔顶温度：℃通过试差得加料板温度为91.8℃精馏段平均温度℃提馏段平均温度全塔平均温度4.3平均摩尔质量的计算塔顶：，查平衡曲线（见图1），得进料板：查平衡曲线（见图1），得精馏段：4.4平均密度的计算1.气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即2.液相平均密度计算液相平均密度依计算，即由℃查得：由℃查得：进料板液相密度精馏段液相平均密度为4.5液相平均表面张力的计算塔顶液相的平均表面张力：（80.4℃）;进料板液相的平均表面张力：(91.8℃)；精馏段液相的平均表面张力：平均张力为：21.864.6液体平均粘度的计算塔顶液相平均粘度计算：（80.4℃）解出进料板液相平均粘度计算（91.8℃）解出精馏段液相平均粘度计算平均粘度：0.29885.精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算（1）精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为计算取板间距，板上液层高度，则故查表可得：取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆算后为塔截面积为实际空塔气速为5.2塔高的计算（1）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N-1)H=(6-1)×0.4=2.0m提馏段有效高度为Z提=(N-1)H=(16-1)×0.4=6.0m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m6.塔板主要工艺尺寸的计算根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。6.1溢流装置的计算采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。溢流堰长（出口堰长）取溢流堰高度对平直堰近似取E=1降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：，液体在降液管内的停留时间故降液管设计合理。降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度6.2塔板布置的计算1.塔板布置：选用筛板塔边缘区宽度：一般为50-75mm，D>2m时，可达100mm。安定区宽度确定取mm，mm。开孔区面积式中：开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速7.塔板的流体力学验算7.1气体通过筛板压降和的验算1．气体通过干板的阻力压降由查图5-10得出，液柱式中为孔流系数。2.气体通过板上液层的压降液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查图得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降液柱4.体通过每层筛板的压降（单板压降）和（设计允许值）7.2液面落差雾沫夹带量的验算故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内7.3面落差.漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液。7.4面落差.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。（3）液体表面张力的阻力的计算精馏段液体表面张力所产生的阻力液柱提镏段液体表面张力所产生的阻力液柱精馏段每层压降提馏段每层压降故满足设计要求。8.塔板性能图8.1漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速，整理得：在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00450.496520.51110.529220.54396依据表中数据作出漏液线18.2液沫夹带线式中：将已知数据代入式得：在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00451.764581.680021.571351.48028.3相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准由=；取E=1,得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线38.4相负荷上限线作出与气体流量无关的垂直液相负荷线48.5泛线==++;=++；=；=++(--1)=(+1)+++忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得a=b-c-d;式中a=，b=+(--1)，c=0.153/()d=2.84将有关数据代入得a=0.04347，b=0.14519，c=468.064，d=1.321故-30.381785在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00453.5843.3633.0442.591依据表中数据作出液泛线5依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图三。在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图三可查得故操作弹性为图三（筛板塔的符合性能图）9.精馏塔的管口直径9.1塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s。9.2回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2~0.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取1~2.5m/s。9.3加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.4~0.8m/s；泵送时流速可取1.5~2.5m/s。9.4料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.5~1.0m/s。9.5饱和蒸汽管径蒸汽流速：<295kPa：20~40m/s；<785kPa：40~60m/s；>2950kPa：80m/s。10.设计一览表表一物料衡算结果序号项