化工原理分離苯-氯苯混合物精餾塔設(shè)計

PAGE21-目錄設(shè)計任務(wù)書…………3設(shè)計計算書…………4設(shè)計方案的確定……4精餾塔物料衡算……4塔板數(shù)的確定………5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算………8塔體工藝尺寸計算…………………13塔板主要工藝尺寸…………………15塔板流體力學(xué)驗算…………………17浮閥塔的結(jié)構(gòu)………20精餾塔接管尺寸……23產(chǎn)品冷卻器選型……25對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論……………25附圖：生產(chǎn)工藝流程圖精餾塔設(shè)計流程圖設(shè)計任務(wù)書（一）題目試設(shè)計一座苯—氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度98%的氯苯30000噸，塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均為質(zhì)量分數(shù)）。操作回流比取最小回流比的2倍。（二）操作條件（1）塔頂壓力4kPa（表壓）；（2）進料熱狀況泡點；（3）進料方式泡點進料（4）塔頂壓強4kPa（表壓）；（5）單板壓降≤0.7kPa；（三）塔板類型篩板塔板（四）工作日每年按300天工作計，每天連續(xù)24小時運行(五)進度安排1．第一周布置任務(wù)并進行主要設(shè)備的工藝計算；2．第二周繪圖并進行成績評定（六）基本要求1.設(shè)計計算書1份：設(shè)計說明書是將本設(shè)計進行綜合介紹和說明。設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指導(dǎo)思想闡明設(shè)計特點，列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟上的論證和評價。應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和計算結(jié)果，對所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點的工藝流程圖。設(shè)計說明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算；塔機械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算；設(shè)計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻等。2.圖紙1套：包括工藝流程圖(1號圖紙)。 教研室主任簽名：年月日設(shè)計計算書一、設(shè)計方案的確定本任務(wù)是分離苯—氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，本設(shè)計采用板式塔連續(xù)精餾。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送進精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲物罐。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，且在常壓下操作。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲物罐。二、精餾塔物料衡算（以輕組分計算）1．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量：氯苯的摩爾質(zhì)量：2．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3．物料衡算原料處理量：總物料衡算：苯物料衡算：聯(lián)立解得：三、塔板數(shù)的確定1．理論板數(shù)NT的求?。?）由手冊查得苯—氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x—y圖，見圖1。8090100110120130131.87601025135017602250284029001482052934005437197601.0000.67680.44180.26470.12710.019330.0001.0000.91280.78480.61300.37630.072240.000圖3.1圖解法求最小回流比（2）由于泡點進料q=1，在圖上作直線交對角線于a點，作直線交平衡線于q點，連接a、q兩點，過q點作橫軸的平行線交縱軸于一點，讀得圖1（X-Y圖），因為，則最小回流比如下：取操作回流比為（3）求精餾塔的氣、液相負荷（4）求操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程（5）圖解法求理論板層數(shù)如附圖1，將x=0.7279帶入精餾段操作線方程，得出y=0.905，在圖中找出該點記為d，連接ad兩點即得精餾段操作線；在對角線上找到c點（0.02847，0.02847），連接cd兩點即得提餾段操作線。自a點開始在操作線和平衡線之間作階梯線。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)進料板位置（6）全塔效率相對揮發(fā)度的計算：由可得。塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度的計算：6.液體粘度計算塔頂時，查手冊得進料板時，查手冊得故液相平均粘度為2.實際塔板數(shù)（近似取兩段效率相同）精餾段：塊，取6塊提餾段：塊，取10塊四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例進行計算1．操作壓力的計算塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板壓力精餾段平均壓力2．平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂：由，查平衡曲線得進料板：由圖理論板得，查平衡曲線得塔底：由圖理論板得，查平衡曲線得精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量3．操作溫度的計算表4.1溫度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710圖4.1苯—氯苯混合液的t-x-y圖查圖1-1當塔頂時，塔頂溫度為83.2℃當進料板處時，進料板溫度為91.3℃當塔底時，塔底溫度為131℃精餾段平均溫度87.3℃4．平均密度的計算（1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，得精餾段提餾段（2）液相平均密度計算塔頂時，（3）進料板平均密度計算進料板時，kg/mkg/m進料板液相的質(zhì)量分率塔底時，精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為5．液相平均表面張力的計算塔頂時，查《化工原理（上）》，夏清得附錄16液體表面張力溫度關(guān)聯(lián)式進料板時，查得塔底時，查得精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為6.液體平均粘度計算塔頂時，查手冊得進料板時，查手冊得塔底時，精餾段液相平均粘度為提留段液相平均粘度為全塔液相平均粘度為五、塔體工藝尺寸計算1．塔徑的計算（1）精餾段由式中C由公式計算，其中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為取板間距，板上液層高度，則由史密斯關(guān)系圖得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準（單溢流型）》將塔徑圓整后取D=1.2m。塔截面積實際空塔氣速（2）提餾段查圖得統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準（單溢流型）》將塔徑圓整后取D=1.2m。塔截面積實際空塔氣速2．塔高的計算（1）精餾塔的有效高度精餾段提餾段在進料板上方開一人孔，提餾段中開一個人孔，其高度為0.8m，則有效高度為六、塔板主要工藝尺寸計算根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。1．溢流裝置的計算（1）堰長：（2）堰高：由，選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得精餾段：取，則提餾段：（3）降液管面積當時，查表得（4）液體在降液管里停留的時間精餾段故降液管設(shè)計合理（5）降液管底隙高度精餾段和提餾段降液管下端與塔板間出口處的液體流速分別取精餾段2．塔板布置的計算（1）因D>1200mm，故塔板采用分塊式。開孔區(qū)面積其中，，篩孔計算及其排列因物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，去空心距t為篩孔數(shù)目n為開孔率為％氣體通過閥孔的氣速為七、塔板流體力學(xué)驗算1．塔板壓降（1）干板阻力由（2）氣體通過液層的阻力的計算氣體通過液層的阻力由式查圖，得。故（3）液體表面張力的阻力：氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即氣體通過每層塔板的壓降為即單板壓降均符合設(shè)計任務(wù)要求。2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計塔徑的流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3．液沫夾帶液沫夾帶量的驗算故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。4．漏液的驗算對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算實際孔速取F0=5，則穩(wěn)定系數(shù)5．液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，且苯—氯苯物系屬一般物系，取，則而板上不設(shè)進口堰，可由下式計算，即所以故不發(fā)生液泛現(xiàn)象。八、塔板負荷性能圖計算（一）精餾段塔板負荷性能圖1、漏液線由整理得表8.1在操作范圍內(nèi)任取幾個值0.00060.00150.00300.00450.4000.4110.4250.4362．液沫夾帶線以近似取E≈1.0其中，整理得（b）取液沫夾帶極限值為。已知，并將代入得：整理得：表8.2在操作范圍內(nèi)任取幾個值0.00060.00150.00300.00451.98071.90341.80461.7218依表中數(shù)據(jù)在VS—LS圖中作出液沫夾帶線(2)。3．液相負荷下限線取平堰、堰上液層高度作為液相負荷下限條件，取則依此值在VS—LS圖中作線即為液相負荷下限線（3）。4．液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式依此值在VS—LS圖中作線即為液相負荷上限線（4）5．液泛線令由聯(lián)立整理得式中故表8.3在操作范圍內(nèi)任取幾個0.00060.00150.00300.00452.6262.5562.4472.333依此值在VS—LS圖中作線即為液泛線（5）將以上5條線標繪于圖中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，A為操作點，OA為操作線。OA線與（2）線的交點相應(yīng)相負荷為，OA線與氣相負荷下限線（1）的交點相應(yīng)氣相負荷為。圖見坐標紙?？芍驹O(shè)計塔板上限由液沫夾帶控制，下限由漏液控制。=2.447圖8.1讀圖，精餾段的操作彈性九、設(shè)計結(jié)果一覽表表9.1物料衡算結(jié)果序號項目符號單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分數(shù)0.9862塔頂平均摩爾質(zhì)量78.6080.87氣相液相3塔頂流量45.074進料摩爾分數(shù)0.6385進料液平均摩爾質(zhì)量82.0791.17氣相液相6進料流量73.247塔釜摩爾分數(shù)0.0038塔釜平均摩爾質(zhì)量112.46112.53氣相液相9塔釜產(chǎn)品流量25.93表9.2精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果序號項目符號單位精餾段提餾段備注1每層塔板壓降0.72平均壓力108.48116.533平均溫度88.8115.74平均粘度0.2860.2355液相平均摩爾質(zhì)量86.02101.856氣相平均摩爾質(zhì)量80.3497.277液相平均密度855.51934.248氣相平均密度2.93.519平均表面張力21.2720.24表9.3浮閥塔板工藝設(shè)計結(jié)果序號項目符號單位數(shù)值備注1堰長0.792精餾段和提餾段塔徑、堰高、降液管底隙高度進行統(tǒng)一圓整，以便加工。2堰高0.0640.0523弓形降液管界面積0.0574弓形降液管寬度0.1245降液管底隙高度0.0120.0246橫排孔心距0.0757排間距0.0808浮閥數(shù)184929開孔率12.7813.99接管尺寸計算結(jié)果序號項目規(guī)格材料1塔頂蒸氣出口管熱軋無縫鋼管2塔頂回流液管冷拔無縫鋼管3進料管冷拔無縫鋼管4塔釜出料管冷拔無縫鋼管5加熱蒸氣進口管熱軋無縫鋼管十二、對設(shè)計過程的評述1.浮閥塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低。2.作圖和讀數(shù)會有人為誤差，計算時保留小數(shù)位數(shù)不同，采用近似計算等都會造成一定誤差，但作為工程上的初步計算，可認為基本準確合理。3.由于理論知識不夠，在選材設(shè)計上參考了大量資料、手冊等，故計算結(jié)果可能近似或雷同。4.精餾段和提餾段塔徑、堰高、降液管底隙高度進行統(tǒng)一圓整，以便加工。5.本設(shè)計為符號說明——降液管面積，；——塔截面積，；—計算時負荷系數(shù)，量綱為一；——液體表面張力為時的負荷因子，量綱為一；——塔頂餾出液流量，；——塔徑，；——篩孔直徑，；——液流收縮系數(shù)，量綱為一；——進料流量，；——重力加速度，；——塔高，或；——板間距，；—與干板壓強相當?shù)囊合喔叨取c氣相穿過板上液層高度壓強降相當?shù)囊褐叨?，；——板上液層高度，；——降液管底隙高度，；——堰上液層高度，；—與單板壓強降相當液層高度，；——溢流堰高度，；——與克服液體表面張力的壓強降相當?shù)囊褐叨?，；——塔?nèi)下降液體的流量，；——液體流量，；——塔內(nèi)下降液體