化工原理课程设计苯氯苯分离过程连续精馏塔的设计.doc

敬我最爱的广药化工原理课程设计苯-氯苯分离过程连续精馏塔的设计学 院 医药化工学院 专 业 化学工程与工艺 班 级 11化工班 姓 名 星空下阿狸的课程设计 学 号 指导教师 2013年 12 月 30 日设计任务书(一) 设计题目：试设计一座苯-氯苯连续精馏塔生产氯苯。进精馏塔的料液中含氯苯 45% （质量分数，下同），其余为苯；要求年产纯度 99% 的氯苯 16万吨/年，塔顶中氯苯含量不得高于 1% 。(二) 操作条件1) 塔顶压力：4kPa（表压）2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气为低压蒸汽5) 单板压降0.7 kPa(三) 塔板类型自选。(四) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。(五) 设计说明书的内容1. 设计内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明；(2) 操作条件和基础数据；(3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定；(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）；(11) 塔板主要结构参数表；(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2. 设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。目录前言.11. 流程和工艺条件的确定和说明.22. 精馏塔的物料衡算.3 2.1 原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数.3 2.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量.3 2.3 物料衡算.33. 塔板数的确定.33.1 理论塔板数NT的求解.4 3.2 实际塔板数NP的求解.54. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.7 4.1 操作压力的计算.7 4.2 操作温度的计算.7 4.3 平均摩尔质量的计算.7 4.4 平均密度的计算.84.5 液体平均表面张力的计算.9 4.6 液体平均黏度的计算.105. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 5.1 塔径的计算.10 5.2 塔高的计算.126. 塔板主要工艺尺寸的计算.12 6.1 溢流装置.126.2 塔板布置.147. 塔板的流体力学验算.14 7.1 塔板压降.14 7.2 液面落差.16 7.3 液沫夹带.16 7.4 漏液.16 7.5 液泛.168. 塔板负荷性能图.179.主要工艺接管尺寸的计算和选取.2110.设计一览表.22 10.1 塔板主要结构参数表.23 10.2 物料衡算结果.23 10.3 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果.23 10.4 接管尺寸计算结果.2411.对设计过程的评述和有关问题的讨论.2412.设计图纸.2512.1 生产工艺流程图.2512.2 精馏塔设计条件图.2513.参考文献.26前言 蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一；蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏等。此外，按操作是否连续分为连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计采用常压下连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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方面都有重大影响。所以塔设备的研究一直是国内外学者普遍关注的重要课题；塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，还有工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类,前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足生产能力大、操作稳定，弹性大；流体流动阻力小、结构简单、操作方便等要求。浮阀塔、筛板塔、泡罩塔是工业上常见的几种的板式塔；其中筛板塔筛孔塔结构简单、造价低廉、压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，缺点是易堵塞，不宜处理易结焦、黏度大的物料。尽管如此，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了不足之处，故应用日趋广泛。故本次设计中综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。1. 流程和工艺条件的确定和说明1.1 选择塔型 精馏塔属气液传质设备，气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。由于塔设计生产时日要求较大、处理量大，且板式塔具有塔板效率较高、稳定,且检修方便及造价低等优点，故本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，且造价低廉、压降小、液面落差也较小，生产能力及塔板效率都较泡罩塔高。因此，本设计采用筛板塔较合适。1.2 操作压力 蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行；根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。本次设计为一般物料，故采用常压操作。1.3 进料状况进料状态有五种：过冷液体，饱和液体，气液混合物，饱和蒸气，过热蒸气；但在实际操作中一般将物料热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制，不受季节气温的影响。本次设计采用点进料即q=1。1.4 加热方式 塔底产品为氯苯，属于易挥发液体，故采用间接加热合适。1.5 冷却方式 本设计采用循环水冷却。1.6 工艺流程 本设计采用板式塔连续精馏。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。操作回流比取最小回流比的1.8倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。工艺流程图见附图。 2. 精馏塔的物料衡算2.1 原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56kg/kmolXF=0.6378XD=0.9930XW=0.01432.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF=90.59 kg/kmolMD=78.35 kg/kmolMW=112.07 kg/kmol2.3 物料衡算依设计要求：以每年300天计，每天24小时，有：W=198.289 kmol/h总物料衡算： F=D+W F=D+198.289苯物料衡算： 0.6378F=0.9930D+0.0143198.289联立方程解得：F=546.355kmol/h D=348.066kmol/h3. 塔板数的确定3.1 理论塔板数NT的求解苯氯苯物系属于理想物系，可采用图解法求取NT,步骤如下：(1) 根据手册查的苯氯苯气液平衡数据，利用露点方程和泡点方程求取xy：方程 x=，y=，大气压为101.3kpa，得下表： 表3.1 苯氯苯物系的气液平衡数据T/8090100110120130131.8苯 /kPa101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65氯苯/kPa19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33x=1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000y=1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000(2) 确定回流比依表3.1数据作图3.1，得xy平衡线；泡点进料，q=1；图上，xq=xF=0.6378，做q线交平衡线于q (，)点，读得yq=0.8969，则最小回流比：Rmin0.371 故取操作回流比 R=1.8Rmin=1.80.371=0.6678(3) 气液相负荷精馏段： L=RD=0.6678348.066=232.438kmol/h V=(R+1)D=(0.6678+1)348.066=580.504kmol/h提馏段： L=L+F=234.438+546.355=780.793kmol/h V=V=580.504kmol/h(4) 操作线方程 精馏段： y=0.4004+0.5954 提馏段：y=即y=1.3404-0.0049(5) 图解法求理论塔板数如图3.1，精馏段操作线方程过点a（0.9930，0.9930）、b（0，0.0.5996），连接ab即得精馏段操作线，ab交q线于点d（0.6378,0.8523）；提馏段操作线方程过点（0.0143，0.0143）和点d，连接两点，即得提馏段操作线。自a点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线，求解结果为：总理论塔板数： NT=11-1=10（不包括再沸器）；其中精馏段4块。进料板位置： NF=5图 3.1 图解法求塔板3.2 实际塔板数NP的求解由表3.1数据绘制苯氯苯物系的t-x-y 图：3.2.1 全塔效率ET选用ET=0.17-0.616m公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4 mPas的烃类物系，式中的m为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。由，读t-x-y图得塔顶、塔底温度分别为80.5、130.6，则塔的平均温度为(80.5+130.6)=106 ，在此平均温度下查化工原理附录液体黏度共线图得： A=0.245/mPas，B=0.332/mPas，则平均黏度：m=A=0.2450.6378+0.332（1-0.6378）=0.277 mPas实际塔板效率：ET=0.17-0.616m=0.17-0.6160.277=0.5133.2.2 实际塔板数NP精馏段： NP1=4/0.513=7.8，取8块提馏段： NP2=6/0.513=11.7，取12块总塔板数： NP=NP1+NP2=8+12=204. 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： PD=101.33+4=105.33kPa每层塔压降： P=0.7kPa进料板压力： PF=105.33+0.78=110.93kPa精馏段平均压力：Pm=108.13kPa4.2 操作温度的计算读图3.1 苯氯苯物系t-x-y 图，由 得：塔顶温度：tD=80.5；进料温度：tF=91.6；塔底温度：tW=130.6精馏段平均温度：t1=86.05提馏段平均温度：t2=111.1全塔温度：tm=105.554.3 平均摩尔质量的计算塔顶：由y1=0.9930，查平衡曲线图得 0.9674MVDm=0.993078.11+（1-0.9930）112.56=78.35kg/kmolMLDm=0.967478.11+（1-0.9674）112.56=79.23 kg/kmol进料板：第5块为进料板，由图3.1读得yF=0.8911，查平衡曲线图得 0.6244MVFm=0.891178.11+（1-0.8911）112.56= 81.86 kg/kmolMLFm=0.624478.11+（1-0.6244）112.56=91.05 kg/kmol塔底：由图3.1得yn=0.0221，查平衡曲线图得0.0057MVWm=0.022178.11+（1-0.0221）112.56=111.80 kg/kmolMLWm=0.005778.11+（1-0.0057）112.56=112.36 kg/kmol精馏段平均摩尔质量：MVm=(78.35+81.86)=80.11 kg/kmolMLm=(79.23+91.05)=85.14 kg/kmol4.4 平均密度的计算4.4.1 气相平均密度由理想气体状态方程计算，得，精馏段： =2.938kg/m34.4.2 液相平均密度由化工手册查的苯、氯苯液相密度：表4.4 苯、氯苯液相密度温度6080100120140苯 kg/m3836.6815792.5768.9744.1氯苯 kg/m3106410421019996.4972.9利用表4.4中数据，由内插法求得其它温度下苯、氯苯的密度。液相平均密度由，其中为相应物质的质量分数；塔顶温度tD=80.5，此温度下： =814.8 kg/m3，=1041.9 kg/m3=0.9537塔顶液相平均密度： = 823.1 kg/m3进料温度tF=91.6，此温度下： =802.1 kg/m3，=1028.8 kg/m3=0.5357进料板液相平均密度： =893.5 kg/m3塔底温度tW=130.6，此温度下：=755.9 kg/m3，=984.1 kg/m3=0.004塔底液相平均密度： =982.9 kg/m3故精馏段液相平均密度：=（823.1+893.5）=858.3 kg/m34.5 液体平均表面张力的计算由手册查得苯、氯苯不同温度下表面张力，如表4.5：表4.5 苯-氯苯液体表面张力温度6080100120140苯 mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯 mN/m25.9623.7521.5719.4217.32利用表4.5 中数据，由内插法求得其它温度下苯、氯苯的表面张力。液相表面张力由 计算；塔顶温度tD=80.5，查表4.5，由线性插值法得该温度下：21.21 mN/m, 23.69 mN/m0.967421.21+0.032623.69=21.29 mN/m进料温度tF=91.6，得19.86 mN/m, 22.48 mN/m0.624419.86+0.375622.48=20.84 mN/m塔底温度tW=130.6，得15.26 mN/m, 18.30 mN/m0.005715.26+0.994318.30=18.28 mN/m故精馏段液体平均张力：（21.29+20.84）=21.07 mN/m4.6 液体平均黏度的计算由手册查得苯、氯苯不同温度下黏度，如下表4.6 苯-氯苯液体黏度温度6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274利用表4.6 中数据，由内插法求得其它温度下苯、氯苯的黏度。利用公式计算液体平均黏度：lglg塔顶温度tD=80.5，由表4.6中数据线性插值法得：=0.295 mPas，=0.426 mPaslg0.9674lg0.295+0.0326lg0.426 0.299 mPas进料温度tF=91.6， 得=0.277 mPas，=0.388 mPaslg0.6244lg0.277+0.3756lg0.388 0.314 mPas塔底温度tW=130.6，得=0.199 mPas，=0.292 mPaslg0.0057lg0.199+0.9943lg0.292 0.291 mPas精馏段液相平均黏度：（0.299+0.314）=0.307 mPas5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流量为：=4.3968 m3/s=0.006405m3/s由C，其中C可以由公式C=C20计算，C20则由史密斯关联图读得，：横坐标为 0.0249取板间距HT=0.5m，板上液层高度hL=0.08m，则 HT-hL=0.5-0.08=0.42 图5.1 史密斯关联图查史密斯关联图，得：C20=0.091C=C20=0.0910.0919C=0.09191.568 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速 0.71.568=1.095m/s D=2.26m，圆整为标准塔径D=2400mm。塔截面积： AT=4.524m2实际空塔气速：0.9719m/s5.2 塔高的计算精馏塔有效段高度的计算： Z精=（Np1-1）HT=(8-1)0.5=3.5mZ提=（Np2-1）HT=(12-1)0.5=5.5m在提馏段开1个人孔，板间距为0.8m，则有效高度应为： Z= Z精+ Z提+（0.8-0.5）1=3.5+5.5+0.3=9.3m6. 塔板主工艺尺寸的计算塔板详细设计：选用单溢流，弓形降液管。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积；单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单。通过参考塔板结构参数系列化标准，设计塔板的结构参数。6.1 溢流装置6.1.1 堰长堰长取 lw=0.75D=0.752.4=1.8m6.1.2 溢流堰高度由hw=hL-h0w计算：选用平直堰，堰上液层高度h0w由下式计算： h0w= 其中，E可近似取1进行计算，则精馏段：h0w=0.0155m 板上清液层高度取hL=0.08m，hw=hL-h0w=0.08-0.0155=0.0645m6.1.3 降液管宽度和截面积由lw/D=0.75，查弓形降液管的参数表：Wd/D=0.178，Af/AT=0.124 则降液管宽度：Wd=0.113D=0.1782.4=0.427m 截面积： Af=0.056AT=0.1244.524=0.5610m2 图6.1 弓形降液管的参数表由下式验算液体在降液管的停留时间，对精馏段由43.8s满足5 要求，故合理。6.1.4降液管底隙高度精馏段降液管底隙高度取 h0=hw-0.006=0.0645-0.006=0.0585m选用凹形受液盘，深度hw=50mm6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块因D2000mm，故塔板采用分块式，分为6块6.2.2 边缘区宽度确定取Ws=W s=0.070m, Wc=0.050m6.2.3 开孔区面积计算按此式计算：Aa=2其中=0.843m=1.15m故Aa=23.4950m2 6.2.4 筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可采用的碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角排列，取孔中心距t为：t=2.7do=13.5mm筛孔数目n为： n=22149个开孔率为： 12.44%精馏段气体通过阀孔的气速： 10.113m/s7. 塔板的流体力学验算7.1 塔板压降7.1.1 干板阻力的计算干板阻力由=0.051计算由1.67，查得流量系数=0.772，则精馏段：=0.0510.02996m7.1.2 气体通过液层的阻力的计算气体通过液层的阻力由=计算，其中可由充气系数关联图求得： 图7.1 充气系数关联图精馏段：1.1024m/s 1.89查充气系数关联图7.1，得0.57故=0.570.08=0.0456m7.1.3 液体表面张力阻力的计算液体表面张力产生的阻力：精馏段：= 0.002002m气体通过每层筛板的液柱高度hp可按下式计算：+=0.02996+0.0456+0.002002=0.07756m故气体通过每层筛板压降：0.07756858.39.81=653Pa0.7kPa(设计允许值)7.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响。7.3 液沫夹带液沫夹带量由计算， 2.50.08=0.2m故精馏段：0.0174 kg液/kg气6.869m/s,符合；稳定系数为K=1.5，在安全范围内。7.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应瞒足：Hd（HT+hw），其中取=0.5提馏段：（HT+hw）=0.5（0.50+0.0645）=0.2823m而 Hd= hL+ hp+ hd，其中hd=0.5130.5130.082=0.0033m Hd=0.08+0.0696+0.0033=0.1529m瞒足Hd（HT+hw）故本设计中不会发生液泛现象。8. 塔板负荷性能图8.1 漏液线由 =4.4C0 = hL=how+hw h0w=得 =4.40.7720.12443.4950整理得，= 19.199可任选几个Ls值，以上式计算出，结果如下：，m3/s0.00550.00650.00800.0095，m3/s3.0053.0283.0593.088由上表数据作出漏液线1。8.2 液沫夹带线以=0.1 kg液/kg气为限，求VsLs关系：由 0.2523 2.5（） 0.0645 h0w=0.4508故0.161+1.1270.339-1.127=0.1整理得: 8.525-28.343可任选几个Ls值，以上式计算出，结果如下：，m3/s0.00550.00650.00800.0095，m3/s7.6427.5387.3917.254由上表数据作出液沫夹带线2。8.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h0w=0.006m作为最小液体负荷标准。由 h0w=0.006，:可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4：=0.00154m3/s8.4 液相负荷上限线以=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由=4故 =0.0701m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4.8.5 液泛线由计算，其中， 代入数据得：=0.00155 =0.181 13.799 =0.708故 ，即：可任选几个Ls值，以上式计算出，结果如下：，m3/s0.00550.00650.00800.0095，m3/s10.11310.0249.8969.771由上表数据作出液沫夹带线5。根据以上各线方程，作出筛板塔的负荷性能图，如图8：图 8.5 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图8.5上，作出操作点A(0.006405,4.3968)，连接OA，即作出操作线。由图看出，该筛板的操作上线为液沫夹带控制，下限为漏液控制。读图得：a点=2.9811，b点=7.1953故操作弹性为： 2.4149.主要工艺接管尺寸的计算和选取9.1 塔顶蒸气出口管Vs=4.5013m3/s选择蒸气速度u=18m/s, 则=0.319m 按GB8163-87，选取热轧无缝钢管3518mm9.2 塔顶回流液Ls=0.0062选择回流液流速u=0.4m/s，则 0.141m按GB8163-87，选取冷轧无缝钢管1524.5mm9.3 进料管