苯氯苯板式精馏塔的工艺设计.doc

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计

38
2020年5月29日
文档仅供参考

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
工艺计算书(精馏段部分)

化学与环境工程学院
化工与材料系
5月27日

课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
一、设计题目
设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。
二、操作条件
1.塔顶压强4kPa(表压);
2.进料热状况,自选;
3.回流比,自选;
4.塔釜加热蒸汽压力506kPa;
5.单板压降不大于0.7kPa;
6.年工作日330天,每天24小时连续运行。
三、设计内容
1.设计方案的确定及工艺流程的说明;
2.塔的工艺计算;
3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算;
4.塔内流体力学性能的设计计算;
5.塔板负荷性能图的绘制;
6.塔的工艺计算结果汇总一览表;
7.辅助设备的选型与计算;
8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制;
9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、基础数据
1.组分的饱和蒸汽压(mmHg)
温度,(℃)
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
2.组分的液相密度(kg/m3)
温度,(℃)
80
90
100
110
120
130

苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 推荐:
氯苯 推荐:
式中的t为温度,℃。
3.组分的表面张力(mN/m)
温度,(℃)
80
85
110
115
120
131

苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
双组分混合液体的表面张力可按下式计算:
(为A、B组分的摩尔分率)
4.氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:
(氯苯的临界温度:)
5.其它物性数据可查化工原理附录。

附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分)

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分)
一、设计方案的确定及工艺流程的说明
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。
二、全塔的物料衡算
(一)料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

(二)平均摩尔质量

(三)料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件:一年以330天,一天以24小时计,有:,全塔物料衡算:

三、塔板数的确定
(一)理论塔板数的求取
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,(℃)
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0
y
1
0.913
0.785
0.614
0.376
0.071
0
本题中,塔内压力接近常压(实际上略高于常压),而表中所给为常压下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小,因此其对平衡关系的影响完全能够忽略。
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,。故有:

考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍,即:
3.求理论塔板数
精馏段操作线:
提馏段操作线为过和两点的直线。

苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

苯-氯苯物系的温度组成图
图解得块(不含釜)。其中,精馏段块,提馏段块,第5块为加料板位置。
(二)实际塔板数
1.全塔效率
选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系,式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。
塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃(取塔顶底的算术平均值),在此平均温度下查化工原理附录11得:,。

2.实际塔板数(近似取两段效率相同)
精馏段:块,取块
提馏段:块,取块
总塔板数块。
四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
(一)平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶:
加料板:
平均压强
(二)平均温度
查温度组成图得:塔顶为80℃,加料板为88℃。
℃
(三)平均分子量
塔顶: ,(查相平衡图)

加料板:,(查相平衡图)

精馏段:

(四)平均密度
1.液相平均密度
塔顶:

进料板:

精馏段:
2.汽相平均密度

(五)液体的平均表面张力
塔顶:;(80℃)

进料板:;(88℃)

精馏段:
(六)液体的平均粘度
塔顶:查化工原理附录11,在80℃下有:

加料板:
精馏段:
五、精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率
汽相体积流量
汽相体积流量
液相回流摩尔流率
液相体积流量
液相体积流量
冷凝器的热负荷
六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
(一)塔径
1.初选塔板间距及板上液层高度,则:

2.按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速:
m/s
3.操作气速
取
4.精馏段的塔径

圆整取,此时的操作气速。
(二)塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘,且不设进口内堰。
(1)溢流堰长(出口堰长)
取
堰上溢流强度,满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
(2)出口堰高

对平直堰
由及,查化工原理图11-11得,于是:
(满足要求)

(3)降液管的宽度和降液管的面积
由,查化原下P147图11-16得,即:
,,。
液体在降液管内的停留时间
(满足要求)
(4)降液管的底隙高度
液体经过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s,取液体经过降液管底隙的流速,则有:
(不宜小于0.02~0.025m,本结果满足要求)
2.塔板布置
(1)边缘区宽度与安定区宽度
边缘区宽度:一般为50~75mm,D >2m时,可达100mm。
安定区宽度:规定m时mm;m时mm;
本设计取mm,mm。
(2)开孔区面积

式中:

3.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
气体经过筛孔的孔速
4.精馏段的塔高

七、塔板上的流体力学验算
(一)气体经过筛板压降和的验算

1.气体经过干板的压降

式中孔流系数由查图11-10得出,。
2.气体经过板上液层的压降

式中充气系数的求取如下:
气体经过有效流通截面积的气速,对单流型塔板有:

动能因子
查化原图11-12得(一般可近似取)。
3.气体克服液体表面张力产生的压降

4.气体经过筛板的压降(单板压降)和

(不满足工艺要求,需重新调整参数)。
现对塔板结构参数作重新调整如下:
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
气体经过筛孔的孔速
气体经过筛板压降和的重新验算

气体经过筛板的压降(单板压降)和

(满足工艺要求)
(二)雾沫夹带量的验算

式中:,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
(三)漏液的验算
漏液点的气速

筛板的稳定性系数(不会产生过量液漏)
(四)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,故不会产生液泛。
经过流体力学验算,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。
八、塔板负荷性能图
(一)雾沫夹带线(1)
(1)
式中:

将已知数据代入式(1)

(1-1)
在操作范围内,任取几个值,依式(1-1)算出对应的值列于下表:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

4.202
3.850
3.541
3.282
3.136
依据表中数据作出雾沫夹带线(1)
(二)液泛线(2)
(2)

(2-2)
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:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

3.635
3.384
3.010
2.470
1.982
依据表中数据作出液泛线(2)
(三)液相负荷上限线(3)
(3-3)
(四)漏液线(气相负荷下限线)(4)

漏液点气速

,整理得:
(4-4)
在操作范围内,任取几个值,依式(4-4)算出对应的值列于下表:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

0.875
0.937
0.988
1.029
1.051
依据表中数据作出漏液线(4)
(五)液相负荷下限线(5)
取平堰堰上液层高度m,。

(5-5)
操作气液比

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比,即:
操作弹性=
九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表

精馏塔的设计计算结果汇总一览表
项 目
符 号
单 位
计 算 结 果
精馏段
提馏段
平均压强

kPa
108.1

平均温度

℃
84

平均流量
气相

m3/s
1.795

液相

m3/s
0.00213

实际塔板数

块
8

板间距

m
0.5

塔段的有效高度

m
3.5

塔径

m
1.6

空塔气速

m/s
0.893

塔板液流型式

单流型

溢
流
装
置
溢流管型式

弓形

堰长

m
1.12

堰高

m
0.050

溢流堰宽度

m
0.224

底隙高度

m
0.024

板上清液层高度

m
0.060

孔径

mm
5

孔间距

mm
15

孔数

个
7113

开孔面积

m2
0.140

筛孔气速

m/s
12.86

塔板压降

kPa
0.69

液体在降液管中的停留时间

s
42.46

降液管内清液层高度

m
0.144

雾沫夹带

kg液/kg气
0.00725

负荷上限

雾沫夹带控制

负荷下限

漏液控制

气相最大负荷

m3/s
3.40

气相最小负荷

m3/s
0.80

操作弹性

4.25

十、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算
(一)料液预热器
根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q ,然后估算预热器的换热面积A ,最后按换热器的设计计算程序执行。
(二)塔顶全凝器
全凝器的热负荷前已算出,为1593kW。一般采用循环水冷却,进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。
(三)塔釜再沸器
因为饱和液体进料,故。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失(一般情况下约为提供总热量的5~10%)。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备,故再沸器的设计计算与蒸发器同。
(四)精馏塔的管口直径
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。
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1~2.5 m/s。
3.加料管径
料液由高位槽自流,流速可取0.4~0.8 m/s;泵送时流速可取1.5~2.5m/s。
4.料液排出管径
塔釜液出塔的流速可取0.5~1.0m/s。
5.饱和蒸汽管径
蒸汽流速:<295kPa:20~40 m/s;<785kPa:40~60 m/s;>2950 kPa:80 m/s。

塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
一、提馏段的物性及状态参数
(一)平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
进料板:
塔底:
平均压强
(二)平均温度
查温度组成图得:加料板为88℃,塔底为131.8℃。
℃
(三)平均分子量
加料板:,(查相平衡图)

塔底: ,。(查相平衡图)

提馏段:

(四)平均密度
1.液相平均密度
进料板:

塔底:

提馏段:
2.汽相平均密度

(五)液体的平均表面张力
进料板:;(88℃)

塔底:;(131.8℃)

精馏段:
(六)液体的平均粘度
塔顶:查化工原理附录11有:
加料板:
塔 底:
提馏段:
二、提馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率

汽相体积流量
汽相体积流量
液相回流摩尔流率

液相体积流量
液相体积流量
再沸器的热负荷
(忽略温度压力对汽化潜热的影响)
三、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
(一)塔径
1.初选塔板间距及板上液层高度,则:

2.按Smith法求取允许的空塔气速(即泛点气速)

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速:
m/s
3.操作气速
取
4.精馏段的塔径

为加工方便,圆整取,即上下塔段直径保持一致,此时提馏段的操作气速。
(二)塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘,且不设进口内堰。
(1)溢流堰长(出口堰长)
取
堰上溢流强度,满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
(2)出口堰高

对平直堰
由及,查化工原理图11-11得,于是:
(满足要求)

(3)降液管的宽度和降液管的面积
由,查化原下P147图11-16得,即:
,,。
液体在降液管内的停留时间
(满足要求)
(4)降液管的底隙高度
液体经过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s,取液体经过降液管底隙的流速,则有:
(不宜小于0.02~0.025m,本结果满足要求)
2.塔板布置
(1)边缘区宽度与安定区宽度
与精馏段同,即mm,mm。
开孔区面积与精馏段同,即
3.开孔数和开孔率
亦与精馏段同,即孔
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
气体经过筛孔的孔速
4.提馏段的塔高

四、塔板上的流体力学验算
(一)气体经过筛板压降和的验算

1.气体经过干板的压降

式中孔流系数由查图11-10得出,。
2.气体经过板上液层的压降

式中充气系数的求取如下:
气体经过有效流通截面积的气速,对单流型塔板有:

动能因子
查化原图11-12得(一般可近似取)。
3.气体克服液体表面张力产生的压降

4.气体经过筛板的压降(单板压降)和

(尚可接受,本设计不再做重新设计计算)。
(二)雾沫夹带量的验算

式中:,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
(三)漏液的验算
漏液点的气速

筛板的稳定性系数(不会产生过量液漏)
(四)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,故不会产生液泛。
经过流体力学验算,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。
八、塔板负荷性能图
(一)雾沫夹带线(1)
(1)
式中:

将已知数据代入式(1)

(1-1)
在操作范围内,任取几个值,依式(1-1)算出对应的值列于下表:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

4.202
3.850
3.541
3.282
3.136
依据表中数据作出雾沫夹带线(1)
(二)液泛线(2)
(2)

(2-2)
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:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

3.635
3.384
3.010
2.470
1.982
依据表中数据作出液泛线(2)
(三)液相负荷上限线(3)
(3-3)
(四)漏液线(气相负荷下限线)(4)

漏液点气速

,整理得:
(4-4)
在操作范围内,任取几个值,依式(4-4)算出对应的值列于下表:

0.000955
0.005
0.01
0.015
0.0181

0.875
0.937
0.988
1.029
1.051
依据表中数据作出漏液线(4)
(五)液相负荷下限线(5)
取平堰堰上液层高度m,。

(5-5)
操作气液比

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比,即:
操作弹性=