苯及氯苯精餾塔設計

1、-. z.化工原理工程設計處理量為3000噸/年苯和氯苯體系精餾別離板式塔設計 學 院：專 業(yè)：班 級：姓 名：學 號：指導教師：板式精餾塔設計任務書設計題目：苯-氯苯體系精餾別離板式塔設計二、設計任務及操作條件1、設計任務：生產(chǎn)能力進料量30000噸年操作周期 7200 小時年進料成分：含氯苯35%質量分率，下同塔頂產(chǎn)品組成氯苯含量為98%;塔底產(chǎn)品組成含氯苯不得高于1.7%.2、操作條件操作壓力4000Pa表壓進料熱狀態(tài) q=0.7 單板壓降： 或=0.7kPa 3、設備型式篩板或浮閥塔板F1型4、廠址*地區(qū)三、設計容：1、設計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設備工藝尺寸設計1塔徑

2、及蒸餾段塔板構造尺寸確實定2塔板的流體力學校核3塔板的負荷性能圖4總塔高、總壓降及接收尺寸確實定4、輔助設備選型與計算5、設計結果匯總6、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、設計評述目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014454#_Toc2020144541.精餾塔的概述4HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014459#_Toc2020144592設計容 PAGEREF _Toc2020

3、14459 h 7HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014463#_Toc2020144632.1.精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc202014463 h 8HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014467#_Toc2020144672.2.塔板數(shù)確實定 PAGEREF _Toc202014467 h 9HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _

4、Toc202014470#_Toc2020144702.3.精餾段的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 PAGEREF _Toc202014470 h 12HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014478#_Toc2020144782.4.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算 PAGEREF _Toc202014478 h 16HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014481#_Toc2020144812.5.塔板主要工藝尺寸的計算 PAG

5、EREF _Toc202014481 h 18HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014484#_Toc2020144842.6.篩板的流體力學驗算PAGEREF _Toc202014484 h 21HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014490#_Toc2020144902.7.塔板負荷性能圖 PAGEREF _Toc202014490 h 23HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDe

6、sktop報告鄧子.doc l _Toc202014496#_Toc202014496設計小結 PAGEREF _Toc202014496 h 29HYPERLINK file:/C:UsersAdministratorDesktop報告鄧子.doc l _Toc202014497#_Toc202014497參考資料30設計說明書1.1塔設備的類型設備塔是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的汽液傳質設備。根據(jù)塔汽液接觸構件的構造形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進展汽液與傳熱。正常操作下，氣相為分散相。液相為連續(xù)相，

7、氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料外表下流，氣體逆流而上有時也采用并流向下流動，汽液兩相密切接觸進展傳質與傳熱。在正常操作下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作過程。1.2塔設備的性能指標為獲得最大的傳質速率，塔設備應該滿足兩條根本原則：使氣、液兩相充分接觸，適當湍動，以提供盡可能大的傳質面積和傳質系數(shù)，接觸后兩相又能及時完善別離；在塔使氣、液兩相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的傳質推動力。從工程目的出發(fā)，塔設備性能的評價指標如下：通量單位塔截面的生產(chǎn)能力，表征塔設備的處理能力和允許空塔氣速；別離效率單位

8、壓降塔的別離效果，對板式塔以效率表示，對填料塔以等板高度表示；適應能力操作彈性，表現(xiàn)為對物料的適應性及對負荷波動的適應性。塔設備在兼顧通量大、效率高、適應性強的前提下，還應滿足流動阻力低、構造簡單、金屬消耗量少、造價低、易于操作控制等要求。1.3 板式塔與填料塔的比擬工業(yè)上，評價塔設備的性能指標主要有以下幾個方面：生產(chǎn)能力；別離效率；塔壓降；操作彈性；構造、制造及造價。生產(chǎn)能力填料塔件的開孔率通常在50%以上，而填料層的孔隙率則超過90%，一般液泛碘較高，故單位塔截面上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。別離效率一般情況下，填料塔具有較高的別離效率。在減壓、常壓和低壓壓力小于0.3MP操作下，

9、填料塔的別離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操作下，板式塔的別離效率略優(yōu)于填料塔。塔壓降填料塔由于空隙率高，故其壓降遠遠小于板式塔。操作彈性一般來說，填料本身對氣液變化的適用很大，故填料塔的操作彈性一般較大，而板式塔的操作彈性較小。構造、制造及造價填料塔的構造較板式塔簡單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價通常高于板式塔。1.4精餾原理塔別離均相液態(tài)混合物的原理：蒸氣由塔底進入，與下降液進展逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，到達組

10、分別離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一局部作為回流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的局部則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一局部送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一局部液體作為釜殘液取出。熱量自塔釜輸入，物料在塔經(jīng)屢次局部氣化與局部冷凝進展精餾別離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。苯氯苯混合液原料經(jīng)預熱器加熱到露點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體集合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進展熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)的從再沸器取出局部液體作為塔底產(chǎn)品，局部液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂

11、蒸汽進入冷凝器中被冷凝，并將局部冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余局部經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如上圖2.精餾塔的物料衡算生產(chǎn)能力進料量30000噸年操作周期 7200 小時年進料成分：含氯苯35%質量分率，下同塔頂產(chǎn)品組成氯苯含量不得高于1.7%;塔底產(chǎn)品組成含氯苯為98%.2、操作條件操作壓力4000Pa表壓進料熱狀態(tài) q=0.7 單板壓降： 或=0.7kPa 3、設備型式篩板或浮閥塔板F1型苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓溫度8090100110120130131.8苯76010251350176022

12、5028402900氯苯148205293400543719760不大于。由化學化工物性數(shù)據(jù)手冊P174可知：表5-1 苯和氯苯的物理性質工程分子式分子量M沸點K臨界溫度tC臨界壓強PCatm苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6由石油化工根底數(shù)據(jù)手冊P457及插計算可知： 表5-2 液體的外表力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由化學化工物性數(shù)據(jù)手冊P299、P300可知：表5-3 苯與氯苯的液相密度溫度()60801001

13、20140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/1064.01042.01019.0996.4972.9由化學化工物性數(shù)據(jù)手冊P303、P304可知：表5-4 液體粘度溫度()6080100120140苯mP.s0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mP.s0.5150.4280.3630.3130.274原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)苯的摩爾質量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質量 MB=112.561kg/kmol原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量物料衡算原料處理量F 總物料衡算苯物料衡算得 D=34.636Kmol/h W=

14、12.974Kmol/h2.2.塔板數(shù)確實定理論板層數(shù)NT的求解苯氯苯為理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù)。由任務書給定的苯、氯苯組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)表1-1，可得苯氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如下表所示：表1-2苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)t/8090100120130131.8*1.003 0.679 0.444 0.128 0.020 0.001 y1.001 0.914 0.786 0.379 0.075 0.003 根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪出*y圖，如下列圖11圖11苯氯苯的平衡曲線根據(jù)平衡曲線圖，可求出理論板數(shù)：圖12 圖解法求理論板數(shù)求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1-1

15、中對角線上，自點e(0.727,0.727)作垂線q線，該線與平衡線的交點坐標為：故最小回流比為取操作回流比為求精餾塔的氣、液負荷求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖12所示。求解結果為總理論板層數(shù)=10(包括再沸器)進料板位置4實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)提餾段實際板層數(shù)2.3.精餾段的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算精餾段操作壓力計算塔頂操作壓力 KPa每層塔板壓降P=0.7 KPa進料板壓力 KPa精餾段平均壓力 KPa提餾段操作壓力的計算塔底操作壓力 KPa提餾段平均壓力 KPa操作溫度計算根據(jù)苯氯苯在不同溫度下的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)

16、，可知在不同溫度下的氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪得苯氯苯的t*y圖，見下列圖圖13苯-氯苯的氣液平衡相圖由圖可知：塔頂溫度： t=80.4進料板溫度： t=89.1.精餾段平均溫度: 塔底溫度： t=130提餾段平均溫度：平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由，查得平衡曲線見圖12，得進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板見圖12，得查平衡曲線見圖12得精餾段平均摩爾質量平均密度的計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算塔頂液相平均密度的計算，由查手冊得進料板液相平均密度的計算進料板液相質量分率精餾段液相平均密度為液體平均外表力計算液體平均外表力依下式計算塔頂液相平

17、均外表力的計算由查手冊得進料板液相平均外表力的計算由查手冊得則精餾段平均外表力：液體平均黏度的計算液體平均黏度依下式計算塔頂液相平均粘度的計算：查手冊得,進料板液相平均粘度的計算由查手冊得解出2.4.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算.塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為由式中C由計算，其中的C20由附圖1師史密斯關聯(lián)圖查取。圖的橫坐標為板間距與塔徑關系表5-5塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600根據(jù)上表，取板間距HT=0.4m,板上液層高度,則查附圖11得取平安系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按

18、標準塔徑園整后為塔截面積為實際空塔氣速為精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m故精餾塔的有效高度為Z=2.5.塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=0.7m,可選用單溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：1.堰長取堰長為2.溢流堰的高度由選取平直堰，堰上液層高度，由下式計算近似取E=1，則取上層清液層高度3.弓形降液管寬度和截面積由查附圖2弓形降液管參數(shù)，得故依5驗算液體在降液管中停留時間，即故降液管設計合理。4.降液管底隙高度取則故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度塔板布置1.塔板的分塊因D=700mm，故塔板采用整

19、塊式。2.邊緣區(qū)寬度確定開孔區(qū)面積計算取，1)塔板的分塊因，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊2)由式：計算開空區(qū)面積，其中：， ； 所以 4.篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為mm篩孔數(shù)目為n開孔率為氣體通過閥孔的氣速為2.6.篩板的流體力學驗算塔板壓降干板阻力計算干板阻力由下式計算由，查附圖3干篩孔的流量系數(shù)圖，得，故氣體通過液層的阻力的計算氣體通過液層的阻力由式計算，查附圖4充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得故m液柱氣體通過每層塔板的壓降為故，設計允許液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和流量均不發(fā)，故可忽略液面落差

20、的影響。液沫夾帶液沫夾帶由下式計算故故在本設計中液沫夾帶在允許圍。液漏對篩板塔，漏液點氣速，可由下式計算實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無明顯漏夜。.液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高度應服從下式的關系苯氯苯物系屬一般物系，取，則而板上不設進口堰，可由下式計算，即液柱所以故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象2.7.塔板負荷性能圖漏液線由得整理得在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表所示LS,m3/s0.00020.00040.00060.0008VS,m3/s0.05970.06070.06160.0623由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1液沫夾帶線以氣為限，求關系如下：故整理得：在操作

21、圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表所示0.00060.00150.00300.00450.7350.7080.6500.601由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由下式計算取E=1，則據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下線，由下式計算故據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。液泛線令由;連立得忽略，將的關系式代入上式，并整理得式中帶入有關數(shù)據(jù)得故在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結果列于下表所示0.00060.00150.00300.00

22、451.6681.2860.7980.054依表中數(shù)據(jù)作出液泛線5， 在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖課看出，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制。由圖5-20得，故操作彈性為圖5-20精餾段篩板負荷性能圖所設計篩板的主要構造如下表篩板塔設計計算結果序號工程數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829303132平均溫度tm, 氣相壓力Pm，KPa氣相流量Vs，m3/s液相流量Ls, (m3/s )實際塔板數(shù)有效段高度Z，m塔徑，m板間距，m溢流形式降液管形式堰長，m堰高,m板上液層高度,m堰上液層高度

23、,m降液管底隙高度,m安定區(qū)寬度,m邊緣區(qū)寬度,m開孔區(qū)面積,m2篩孔直徑,m篩孔數(shù)目孔中心距,m開孔率,%空塔氣速,m3/s篩孔氣速, m3/s穩(wěn)定系數(shù)每層塔板壓降,Pa負荷上限負荷下限液沫夾帶,(液/氣)氣相負荷上限，m3/s氣相負荷下限，m3/s操作彈性87.25107.050.4520.000671580.70.4單溢流弓形0.4620.04070.050.00850.001810.0650.0350.098040.00529000.01510.10.4327.921.56508.7液泛控制漏液控制0.00360.0004523.15二、設計小結塔設備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一,它可以使氣(或汽)或液液兩相嚴密接觸，到達相際傳質及傳熱的目的。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。塔設備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻和回收、氣體的濕法凈制和枯燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕和減濕等。最常見的塔設備為板式塔和填料塔兩大類。作為主要用于傳質過