学士学位论文—-化工原理课程设计苯氯苯分离过程连续精馏塔的设计.doc
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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<1>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..........................................................................................................................1 1. 流程和工艺条件的确定和说明...........................................................................2 2. 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.......................................................................................................3 3. 塔板数的确定.......................................................................................................3 3.1 理论塔板数NT的求解.................................................................................4 3.2 实际塔板数NP的求解.................................................................................5 4. 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............................................................................................8 4.5 液体平均表面张力的计算............................................................................9 4.6 液体平均黏度的计算....................................................................................10 5. 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....................................................................................................12 6. 塔板主要工艺尺寸的计算...................................................................................12 6.1 溢流装置........................................................................................................12 6.2 塔板布置........................................................................................................14 7. 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................................................................................................................16 8. 塔板负荷性能图.................................................................................................17 9.主要工艺接管尺寸的计算和选取.......................................................................21 10.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....................................................................................24 11.对设计过程的评述和有关问题的讨论..............................................................24 12.设计图纸.............................................................................................................25 12.1 生产工艺流程图........................................................................................25 12.2 精馏塔设计条件图....................................................................................25 13.参考文献..............................................................................................................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/kmol XF==0.6378 XD==0.9930 XW==0.0143 2.2 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 MF=90.59 kg/kmol MD=78.35 kg/kmol MW=112.07 kg/kmol 2.3 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/h 3. 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x—y: 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/℃ 80 90 100 110 120 130 131.8 苯 /kPa 101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 氯苯 /kPa 19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 x= 1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 y= 1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 (2) 确定回流比 依表3.1数据作图3.1,得x—y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=1.8×0.371=0.6678 (3) 气液相负荷 精馏段: L=RD=0.6678×348.066=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=0.17-0.616㏒μm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4 mPa·s的烃类物系,式中的μm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: μA=0.245/mPa·s,μB=0.332/mPa·s,则 平均黏度: μm=μA=0.245×0.6378+0.332×(1-0.6378)=0.277 mPa·s 实际塔板效率: ET=0.17-0.616㏒μm=0.17-0.616×㏒0.277=0.513 3.2.2 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=20 4. 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+0.7×8=110.93kPa 精馏段平均压力:Pm=108.13kPa 4.2 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=105.55℃ 4.3 平均摩尔质量的计算 塔顶:由y1=0.9930,查平衡曲线图得 0.9674 MVDm=0.9930×78.11+(1-0.9930)×112.56=78.35kg/kmol MLDm=0.9674×78.11+(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 0.6244 MVFm=0.8911×78.11+(1-0.8911)×112.56= 81.86 kg/kmol MLFm=0.6244×78.11+(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0.0057 MVWm=0.0221×78.11+(1-0.0221)×112.56=111.80 kg/kmol MLWm=0.0057×78.11+(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/kmol MLm=(79.23+91.05)=85.14 kg/kmol 4.4 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/m3 4.4.2 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℃ 60 80 100 120 140 苯 kg/m3 836.6 815 792.5 768.9 744.1 氯苯 kg/m3 1064 1042 1019 996.4 972.9 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/m3 4.5 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℃ 60 80 100 120 140 苯 mN/m 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯 mN/m 25.96 23.75 21.57 19.42 17.32 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/m 0.9674×21.21+0.0326×23.69=21.29 mN/m 进料温度tF=91.6℃,,得19.86 mN/m, 22.48 mN/m 0.6244×19.86+0.3756×22.48=20.84 mN/m 塔底温度tW=130.6℃,,得15.26 mN/m, 18.30 mN/m 0.0057×15.26+0.9943×18.30=18.28 mN/m 故精馏段液体平均张力:(21.29+20.84)=21.07 mN/m 4.6 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℃ 60 80 100 120 140 苯 mPa·s 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯mPa·s 0.515 0.428 0.363 0.313 0.274 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 mPa·s,=0.426 mPa·s lg0.9674×lg0.295+0.0326×lg0.426 0.299 mPa·s 进料温度tF=91.6℃, 得=0.277 mPa·s,=0.388 mPa·s lg0.6244×lg0.277+0.3756×lg0.388 0.314 mPa·s 塔底温度tW=130.6℃,得=0.199 mPa·s,=0.292 mPa·s lg0.0057×lg0.199+0.9943×lg0.292 0.291 mPa·s 精馏段液相平均黏度:×(0.299+0.314)=0.307 mPa·s 5. 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=0.091 C=C20=0.091×0.0919 C=0.09191.568 m/s 取安全系数为0.7,则空塔气速 0.7×1.568=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/s 5.2 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=3.5m Z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=9.3m 6. 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=0.75×2.4=1.8m 6.1.2 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=0.0645m 6.1.3 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=0.178×2.4=0.427m 截面积: Af=0.056AT=0.124×4.524=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=50mm 6.2 塔板布置 6.2.1 塔板的分块 因D>2000mm,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=0.050m 6.2.3 开孔区面积计算 按此式计算:Aa=2 其中=0.843m =1.15m 故Aa=2×3.4950m2 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/s 7. 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:=0.051×0.02996m 7.1.2 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==0.57×0.08=0.0456m 7.1.3 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: 0.07756×858.3×9.81=653Pa<0.7kPa(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, 2.5×0.08=0.2m 故精馏段:0.0174 kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故符合设计要求。 7.4 漏液 漏液点气速由 =4.4C0计算, 精馏段: =4.4×0.772×=6.869m/s 实际气速=10.113m/s>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=0.5130.513×0.082=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 =4.4×0.772×0.1244×3.4950 × 整理得,= 19.199 可任选几个Ls值,以上式计算出,结果如下: ,m3/s 0.0055 0.0065 0.0080 0.0095 ,m3/s 3.005 3.028 3.059 3.088 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Vs—Ls关系: 由 0.2523 2.5() 0.0645 h0w==0.4508 故0.161+1.127 0.339-1.127 =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/s 0.0055 0.0065 0.0080 0.0095 ,m3/s 7.642 7.538 7.391 7.254 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/s 8.4 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/s 0.0055 0.0065 0.0080 0.0095 ,m3/s 10.113 10.024 9.896 9.771 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: 2.414 9.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351×8mm 9.2 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152×4.5mm 9.3 进料管- 配套讲稿:
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