苯-氯苯連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)方案

苯 續(xù) 精餾塔的工藝設(shè)計(jì) 方案 一 設(shè)計(jì)題目 苯 二 . 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件 1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯 38%（質(zhì)量 %，下同），其余為氯苯； 2. 產(chǎn)品含苯不低于 97%，釜液苯含量不高于 2%； 3. 生產(chǎn)能力為 96 噸 /24h）原料液。 4. 操作條件 （ 1） 塔頂壓強(qiáng) 4壓）； （ 2） 進(jìn)料熱狀態(tài)自選； （ 3） 回流比自選； （ 4） 塔底加熱蒸汽壓力： 5） 單板壓降 二操作條件 壓）； 選； 選； 壓 )； 三 . 設(shè)備形式：篩板塔 四 . 有關(guān)物性參數(shù) 2 / 23 相對(duì)分子質(zhì)量：苯： 氯苯： 號(hào) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 溫度 /K 0 Y 0 五 . 設(shè)計(jì)內(nèi)容 （一）設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明 （二）精餾塔的物料衡算 （三）塔板數(shù)的確定 1、理論塔板數(shù)計(jì)算 2、實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 （四）塔體工藝尺寸計(jì)算 1、塔徑的計(jì)算 2、塔的有效高度計(jì)算 （五）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 （ 1）溢流裝置計(jì)算（堰長(zhǎng)、堰高、弓形降液管寬度和截面積、降液管 3 / 23 底隙高度） （ 2）塔板布置（邊緣區(qū)寬度確定、開孔區(qū)面積計(jì)算、篩孔計(jì)算及排列） （ 3）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （ 4）塔板的負(fù)荷性能圖 （六）設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表 （七）輔助設(shè)備選型與計(jì)算 （八）繪制生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖 （九）對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的分析討論 4 / 23 設(shè)計(jì)方案 此塔為板式塔， 通體由不銹鋼制造 。 整個(gè)精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲(chǔ)罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲(chǔ)罐等。塔壓降由變送器測(cè)量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動(dòng)安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫 300 范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時(shí)，為了滿足需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。 工藝流程 原料液由 高位槽即 原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板 式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。 5 / 23 苯 一設(shè)計(jì)方案的確定及工藝流程的說明 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯 于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，蒸汽流量由控制器控制，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 6 / 23 塔主體設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件： 1. 進(jìn)精餾塔的原料液含苯 38%（質(zhì)量 %，下同），其余為氯苯； 2. 產(chǎn)品含苯不低于 97%，釜液苯含量不高于 2%； 3. 生產(chǎn)能力為 96 噸 /24h）原料液。 4. 操作條件 （ 1） 塔頂壓強(qiáng) 4壓）； （ 2） 進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料； （ 3） 回流比自選； （ 4） 塔底加熱蒸汽壓力： 5） 單板壓降 根據(jù)設(shè)計(jì)要求可得： 輕組分摩爾分?jǐn)?shù)： 進(jìn)料原液： =同理可求 塔頂產(chǎn)品 塔釜 % 平衡曲線的確定： 氯苯的相平衡數(shù)據(jù)作圖 7 / 23 序號(hào) 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 溫度 0 Y 0 由于泡點(diǎn)進(jìn)料 =流比：利用公式 可求得 = R=2=均摩爾質(zhì)量： (1 (1 (1 于生產(chǎn)能力為 96 噸 /24h）原料液。 即為 F =96 噸 /000kg/h; F=4000/h 0 00 40 81 4 6 8 100246810Y x i s T i t l e 8 / 23 解得 所以 D=h; W=h 由此可得精餾塔的汽、液相負(fù)荷 L=h V=(R+1)D=() h L =L+F=h V =V=h 進(jìn)而可求操作線方程： 精餾段： 提留段： 查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè) 80時(shí)苯蒸汽壓： =110 氯苯蒸汽壓： =40時(shí)苯蒸汽壓： =480 氯苯蒸汽壓： =可求； 可以確定在 將進(jìn)料點(diǎn)帶入平衡方程其中 y=x= 解得 因此相平衡方程為 9 / 23 理論塔板數(shù)的確定： 現(xiàn)已知： 由此進(jìn)行逐板法求理論塔板數(shù)： (設(shè)塔頂處為第一塊板向塔釜標(biāo)注 ) =第一塊板： 第二塊板： 次計(jì)算列入下表： 板數(shù) y x 備注 1 餾段 2 餾段 3 餾段 4 留段 5 留段 6 留段 7 留段 8 留段 9 第 4塊板進(jìn)料 10 / 23 經(jīng)作圖法驗(yàn)證理論塔板數(shù)為 8塊基本合理 塔頂、塔釜、進(jìn)料板溫度及其他物性參數(shù)的計(jì)算 內(nèi)差法計(jì)算溫度： 根據(jù)查得的氣液平衡與溫度關(guān)系表 塔 頂： 解得 = 進(jìn)料板： 解得 = 塔 釜： 解得 = 同理用內(nèi)差法查各處粘度、密度及表面張力： 各溫度下參數(shù)（ 化學(xué)化工物性參數(shù)手冊(cè) ） 密度 苯 氯苯 粘度 s 苯 氯苯 表面張力（ mN/m） 苯 氯苯 0 00 40 81 0 0 00 40 81 1 / 23 用內(nèi)差法計(jì)算得： 溫度 / =度 苯 氯苯 粘度 s 苯 氯苯 表面張力（ mN/m） 苯 氯苯 全塔平均溫度為 ：（ 2= =s 實(shí)際塔板數(shù)： =s 查塔效率關(guān)聯(lián)圖得 :=43%; =際塔板數(shù)為： 以實(shí)際塔板數(shù)為 18塊。 精餾段平均物性參數(shù)：由上表參數(shù)進(jìn)行如下計(jì)算 精餾段平均壓強(qiáng) 取每層塔板壓降為 塔頂： 加料板： 平均壓強(qiáng) 精餾段平均溫度 已經(jīng)求得 平均溫度為： =（ 2= 平均分子量 12 / 23 (1 (1 (1 (1 餾段： 精餾段平均密度 液相平均密度 塔頂： 可得 進(jìn)料板： 可得 精餾段： 汽相平均密度 精餾段液體的平均表面張力 塔頂： 進(jìn)料板： 精餾段： 氯苯的汽化潛熱： 純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系式： 13 / 23 氯苯的臨界溫度：C （常壓沸點(diǎn)下的汽化潛熱為 103kJ/ 液體的平均粘度 塔頂： 進(jìn)料板： 精餾段： 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)： 氣液相負(fù)荷的計(jì)算： 汽相摩爾流率 h 汽相體積流量 汽相體積流量 液相回流摩爾流率 液相體積流量 液相體積流量 塔直徑 D 的確定 ： 設(shè)板間距 液層高度： 查泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖： 14 / 23 圓整后 D=600 操作氣速 u=s 塔高 ：（人孔取 700 H=(3 600+(5 600+700=4300板設(shè)計(jì)：采用單流型塔板 溢流裝置： 溢流堰 ：堰長(zhǎng) m 此時(shí)故成立 堰高 降液管： 降液管寬 查表得 D=以可求得： = 降液管高度： 在 15 / 23 塔板設(shè)計(jì) 塔板布置 開孔面積： 據(jù)經(jīng)驗(yàn)值取 D=代入上式 ; 據(jù)經(jīng)驗(yàn)值：安定區(qū) 無效區(qū) 篩孔： 據(jù)經(jīng)驗(yàn)值取：孔徑 孔間距 t=t=12孔率： 取 篩孔數(shù)目： 開孔面積： 驗(yàn)證：基本符合 篩孔氣速： 篩板流體力學(xué)驗(yàn)算： 塔板壓降： 板厚度取 查得 16 / 23 查得 即 96沫夾量 基本符合 漏液點(diǎn)氣速校核 基本符合 停留時(shí)間核算： = 塔板負(fù)荷性能圖： 液沫夾帶線 令 17 / 23 得下表 序號(hào) 1 2 3 4 5 6 7 s 泛線 令 設(shè)則 得 則 由于則可得 則可求 得下表 序號(hào) 1 2 3 4 5 6 7 s 相上線 可求不同值 18 / 23 漏液線 設(shè)則 由于則可得 則可求 得下表 序號(hào) 1 2 3 4 5 6 7 s 相下線 得下圖 0 0 0 0 0 2 0 0 4 0 0 6 0 0 8 0 1 0 0 1 2 0 1 4 0 1 60 0 0 0 0 0 0 0 0 0 3 3 80 . 2 0 0 19 / 23 操作彈性： 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總一覽表 項(xiàng) 目 符 號(hào) 單 位 計(jì) 算 結(jié) 果 精餾段 提餾段 平均壓強(qiáng) Pm 均溫度 平均流量 氣相 m3/s 液相 m3/s 實(shí)際塔板數(shù) 塊 18 板間距 m 段的有效高度 H m 徑 D m 塔氣速 u m/s 板液流型式 單流型 溢 流 裝 置 溢流管型式 弓形 堰長(zhǎng) m 高 m 流堰寬度 m 隙高度 m 20 / 23 板上清液層高度 m 徑 孔間距 2 孔數(shù) n 個(gè) 1006 開孔面積 A0 孔氣速 m/s 板壓降 體在降液管中的停留時(shí)間 S 液管內(nèi)清液層高度 m 沫夾帶 荷上限 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 m3/s 相最小負(fù)荷 m3/s 作彈性 目 符 號(hào) 單 位 計(jì) 算 結(jié) 果 精餾段 提餾段 平均壓強(qiáng) Pm 均溫度 均流量 氣相 m3/s 相 m3/s 際塔板數(shù) 塊 9 板間距 m 段的有效高度 H m 徑 D m 21 / 23 空塔氣速 u m/s 板液流型式 單流型 溢 流 裝 置 溢流管型式 弓形 堰長(zhǎng) m 高 m 流堰寬度 m 隙高度 m 上清液層高度 m 徑 孔間距 2 孔數(shù) n 個(gè) 2485 開孔面積 A0 孔氣速 m/s 板壓降 體在降液管中的停留時(shí)間 S 液管內(nèi)清液層高度 m 沫夾帶 荷上限 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 m3/s 相最小負(fù)荷 m3/s 作彈性 22 / 23 附屬設(shè)備選型 塔頂空間 ： 塔底空間： 冷凝器選型 冷凝器的熱負(fù)荷 9 33 6 0 0/ 傳熱面積： 管數(shù)： 選 5 進(jìn)料為高位槽進(jìn)料。 23 / 23 設(shè)計(jì)感想 通過本次板式塔的設(shè)計(jì)和選型，整體地了解了塔設(shè)計(jì)的全過程、附屬設(shè)備的配套選型，和塔設(shè)計(jì)的精細(xì)要求。對(duì)學(xué)習(xí)過的精餾塔相關(guān)知識(shí)有了更深的理解，對(duì)化工過程有了進(jìn)一步的了解。 本次設(shè)計(jì)雖然不是一個(gè)現(xiàn)實(shí)工廠里的的工程設(shè)計(jì)，但也是一次理論與實(shí)際