畢業(yè)論文10850

1、畢業(yè)論文設(shè)計題目 年產(chǎn)60000t/a氯苯篩板精餾裝置工藝設(shè)計一、設(shè)計題目試根據(jù)設(shè)計條件設(shè)計一座篩板精餾塔完成苯-氯苯二元混合液的精餾分離，要求年產(chǎn)純度為99.8%氯苯60000t/a，塔頂鎦出液含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為40%。(以上均為質(zhì)量分數(shù)）二、設(shè)計條件：（1）塔頂壓力4kPa(表壓)；（2）進料熱狀況，自選；回流比，自選。（3）塔釜蒸汽壓力506 kPa。（4）單板壓降不大于0.7 kPa。（5）年工作日300天，每天連續(xù)24h運行。三、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）塔板主要尺

2、寸的計算（6）塔板的流體力學驗算（7）塔板負荷性能圖（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)實際情況選作） (12)對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論四、全塔的物料衡算1、料液及塔頂?shù)缀降哪柗致时胶吐缺降南鄬δ栙|(zhì)量分別為78.11和112.61kg/kmolxF =0.6848xD =0.986xW =0.00288（2）平均摩爾量MF=78.11*0.6848+（1-0.6838）*112.61=89.02kg/kmolMD=78.11*0.986+(1-0.986)*112.61=78.59kg/kmolMW=78.11

3、*0.00288+(1-0.00288)=112.51kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾夜率依據(jù)所給條件：一年以300天，一天24小時計，有：W=60000t/a=8333.3kg/h全塔物料衡算F=D+W0.4F=0.02D+0.998W解得：F=21447.3kg/h F=21447.3/89.02=240.95kmol/hD=131113.98kg/h G=13113.98/78.59=166.87kmol/hW=8333.3kg/h W=8333.3/8112.5=74.07kmol/h五、塔板的確定（一）理論塔板數(shù)NT的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用階梯法求取NT步驟如

4、下：1、 查表知苯和氯苯的像平衡數(shù)據(jù)(表1)溫度（。C）8090100110120130131.8PA*（kpa）760102513501760225028402900PB*（kpa）1482052934005437197602、 苯和氯苯物質(zhì)在總壓下的t-x（y）關(guān)系（表2）：t/.C8090100110120130131.8x10.670.440.260.120.010 y10.910.780.610.370.0703、 確定操作回流比;將表2中數(shù)據(jù)作圖的x-y曲線苯-氯苯混合液的x-y圖如下在x-y圖，因q=1 查得ye=0.905 xD=0.986 xe=xF=0.6838Rm=0.3

5、66考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍：即R=2Rm=2*0.366=0.732求精餾塔的氣液相負荷：L=RD=0.732*166.87=122.15kmol/hV=(R+1)D=(0.732+1)*166.87=289.02kmol/hL=L+F=122.15+240.95=363.1kmol/hV=V=298.02kmol/h4、 求理論塔板數(shù);精餾段操作線：y=x+ =0.423x+0.569提留段操作線：y=- xW =1.26x-0.00074利用階梯法求解理論塔板數(shù)如圖：有圖解的NT=9.3-1=8.3塊,其中：精餾段NT1=5塊， 提留段NT2

6、=3.3塊，第六塊為加料板位置（2）實際塔板數(shù)NP1、全塔效率ET 選用ETm公式計算。該式使用于液相粘度為0.07mPa.s的烴類物系，式中的um為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為0.5*（80+1311.8）=106。C，在此平均溫度下查化工原理附錄得：A=0.24mPa。s B=0.34mPa。sw=AXF+B(1-XF)=0.24*0.6838+0.34*(1-0.6838)=0.2716ETw =0.742、實際塔板數(shù)NP精餾段：NP1=5/0.74=6.8塊 取7塊;提留段：NP2=3.3/0.74=4.5 取5塊；總塔板數(shù)=5+7=12塊;六、塔的精餾段操作

7、工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（1）平均壓強Pm取每層塔壓降為0.7kPa，計算塔頂:PD=101.3+4=105.3kPa加料板：PF=105.3+0.7*7=110.2kPa平均壓強Pm=（105.3+110.2）/2=107.15kPa（2）平均溫度tm依據(jù)操作壓力，又泡點方程通過試差法，計算出泡點溫度，其中苯-氯苯的飽和蒸汽壓由安托萬方程計算，計算結(jié)果如下：塔頂溫度：tD=80。C加料板tF=83。Ctm=（80+83.）=81.5。C（3）平均分子量Mm塔頂：y1=xD=0.986 x1=0.940MVDm=0.986*0.7811+（1-0.986）*112.61=78.59kg/m

8、olMLDm=0.940*78.11+(1-0.94)*112.61=80.18kg/mol加料板：yF=0.905 xF =0.6838MVFm=0.905*78.11+（1-0.905）*112.61=81.3875kg/molMLFm=0.6838*78.11+(1-0.6838)*112.61=89.02kg/mol精餾段：MVm=（78.59+81.3785）/2=81.49kg/mol MLm=（80.18+89.02）/2=84.60kg/mol（4）、平均密度Lm1、液相平均密度Lm表3組分的液相密度（kg/m3）溫度（C）8090100110120130苯8178057937

9、82770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算：AB式中的t為溫度C;塔頂： LDA =912.13-1.886*80=817.0 kg/m3LDB =1124.4-1.0657*80=1039.1 kg/m3進料板：LFA =912.13-1.8663*83=813.48 kg/m3LFB=1124.4-1.0657t=1035.95 kg/m3 故：=+=0.98/817+0.02/1039.1 LDm= 820.5 kg/m3 =+ = 0.6/813.48+0.4/10.35.95=889.92 kg/m3 精餾段： Lm=（820

10、.5+889.92）/2=855.21 kg/m32、氣相平均密度vm vm =2.978 kg/m3（五）液體的平均表面張力表4組分表面張力（mN/m）溫度（。C）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液的表面張力可由下式計算 =(xA和xB為A、B組分的摩爾分數(shù))塔頂：DA=21.08 mN/m DB=26.02 mN/m(80。C)=21.14 mN/m進料板：FA=21.0 mN/m FB=25.9 mN/m（83。C）Fm=22.34 mN/m精餾段：m=（21.14+22.34

11、）/2=21.74 mN/m氯苯的汽化潛熱：常壓沸點下的氣化潛熱為35300kJ/kmol，但組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示：=0.38（六）液體的平均粘度Lm塔頂：查化工原理附錄 在80。C下有：LDm=（AxA）D+(BxB)D加料板：LFm=0.28*0.6838+0.41*0.3162=0.3211 mPa.s精餾段：Lm=（0.317+0.3211）/2=0.319 mPa.s七、精餾段的汽液負荷計算：汽相摩爾流率：V=（R+1）D=1.736*166.87=289.69kmol/h汽相體積流量VS=2.202m3/s汽相體積流量Vh=2.202 m3/s=7927.2m3/

12、h液相回流摩爾流率:L=RD=0.736*166.87=122.82 kmol/h液相體積流量LS=0.00337 m3/s液相體積流量Lh=0.00337 m3/s=12.15 m3/h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HT=450mm及板上液層高度hl=60mm有:HT-hl=0.45-0.06=0.39m2、按化工原理下冊式（11-2）求液泛氣速uFFP=0.0259查化工原理下冊圖11-8 篩板塔氣體負荷因子的關(guān)聯(lián)圖得 C20=0.075負荷因子C=C20=0.075=0.0755有化工原理下冊式（11-2）得：uF=C=0.07551.277m/s3、取液泛

13、分率0.7時 u=0.7uF=0.7*1.277=0.8940m/s4、精餾段的塔徑D=1.77m5、 精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為：Z精=（N精-1）HT=(7-1)*0.45=2.7m提留段有效高度：Z提=（N提-1）HT=(5-1)*0.45=1.8m 故精餾塔的高度為：Z= Z精+ Z提=2.7+1.8=4.5m（二）塔頂工藝結(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、弓形降壓管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。（1） 溢流堰長（出口堰長）lw取lw =0.6D=0.6*1.8=1.08m堰上溢流強度Lh/lw=12.15/1.08=11.25m3/(m.h)

14、<100130 m3/(m.h)滿足篩板塔的堰上溢流強度的要求。（2） 出口堰高hwhw=hl-how對平直堰可用化工原理式11-9 Francis式計算：=0.00284Fw式中Lh液體的體積流率Fw對弓形堰的校正系數(shù)，采用化工原理下冊圖11-11求得Fw =1.0圖11-11弓形堰的校正系數(shù)于是：how=0.0284*1*0.0143m>0.006m(滿足要求)hw=hL- how =0.06-0.0143=0.0457m（3） 降液管的寬度Wd和降液管的面積Ad由lw/D=0.6 Wd/D=0.11 Ad/A=0.056塔的截面積為A=D2 =3.14/4*1.82=2.54

15、m2Ad=0.1422 m2 Wd=0.198m液體在降液管內(nèi)的停留時間停留時間=18.99s>3s（滿足要求）（4）、降液管的底隙高度h0液體通過的降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管的底隙的流速u=0.08m/s 則有：h0=0.039m（h0不宜小于0.020.025m，本結(jié)果滿足要求）2、塔板布置（1）邊緣區(qū)的寬度We與安定區(qū)寬度Ws邊緣區(qū)寬度We：一般為5075mm，D>2m時，We可達100mm安定區(qū)寬度Ws：規(guī)定D<1.5m時Ws=75mm；D>1.5m時Ws=100mm本設(shè)計區(qū)We=60mm Ws=100mm（2）開孔區(qū)面積Aa

16、Aa=2 =2* =2.303m2其中x=D/2-（Wd+Ws）=0.9-(0.198+0.1)=0.602mR=D/2-We=0.9-0.06=0.84m3、開孔數(shù)n和開孔率取篩孔的孔徑d0=5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度=3mm，且取t/ d0=3.0。故孔心徑t=3*5=15mm每層塔板的開孔數(shù)n=Aa=*2.303=11822（孔）每層塔板的開孔率=2=0.907/9=0.101（應(yīng)在515%。故滿足要求）每層塔板的開孔面積A0=Aa=0.101*2.303=0.233m2氣體通過篩孔的孔速u0=Vs/ A0=2.202/0.233=9.45m/s(三)、篩板的流體力學1、

17、塔板壓降（1）此壓降由氣體通過篩孔時的擴大與收縮引起，故可采用流體通過孔板的公式表示：h0=2其中為孔板系數(shù)，其值可根據(jù)d0/t從圖11-10篩板的孔流系數(shù)得由d0/=5/3=1.67查化工原理下冊圖11-10篩板的孔流系數(shù)得： C0=0.772h0=2=2=0.0266m（2）氣體通過液層的阻力hl的計算hl=hLua=0.92m/s氣體的動能因子uaG=0.92*=1.585kg/（s.m2）查化工原理下冊圖11-12是篩板上的充氣系數(shù)=0.57hl=hL=（hw+how）=0.57*(0.045+0.0143)=0.0342m液柱（4） 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的

18、阻力h有式11-11計算h=0.0021m液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度為： hp=he+hl+h=0.0266+0.0342+0.0021=0.063m液柱氣體通過每層塔板的壓降為：pF=ghp=855.21*9.81*0.063=528.5Pa=0.53 kPa<0.7 kPa（滿足工藝要求）2、液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且苯案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3、夜沫夾帶夜沫夾帶可用公式11-19計算： eG=3.2=3.2-1<0.1 kg.kg-1(滿足要求)在苯設(shè)計中夜沫夾帶量在允許的范圍中。4、漏液漏液點的氣速uow uow=4.4C0=4.4

19、*0.772=3.25m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=2.91>1.5（不會產(chǎn)生過量液漏）6、 液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)將降液管中的液清層高度Hd（HT+hw）苯和氯苯物系屬于一般物系，取=0.5（HT+hw）=0.5*（0.45+0.0457）=0.25m而Hd=hp+hl+hd板上不設(shè)進口堰，則有式11-15hd=2=0.1532=0.001mHd=0.063+0.06+0.0001=0.124m故：Hd（HT+hw）成立，故不會產(chǎn)生液泛。七、塔板負荷性能圖1、夜沫夾帶上限線（1）-1并將已知的和關(guān)系式代入式11-19得：eG=3.2ua=0.417Vshf=2.5hl=2.5（hw+how） =2.5 =2.5 =0.11+1.58Ls將已知數(shù)據(jù)代入上式并化簡得：Vs在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值依次計算出對應(yīng)的Vs值列于下表Ls m3/s0.00050.0050.0010.0150.02Vs m3/s5.084.524.103.753.44依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶上限（1）2、液泛線（2）（HT+hw）=hp+hw+how+hdhow=0.00284*1*=0.634Lsh0=2 =0.051*2 =0.0512 =0