課程設計說明書 題 目: 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計 院(系): 化學化工學院 專業年級: 化學2012級 姓 名: 王* 學 號: 121* 指導教師: 李*副教授 2015年10月目錄1緒論12 設計方案確定與說明12.1設計方案的選擇12.2工藝流程說明23 精餾塔的工藝計算23.2精餾塔的操作工藝條件和相關物性數據的計算33.2.1精餾塔平均溫度43.2.2氣、液相的密度的計算43.2.3混合液體表面張力63.2.4混合物的黏度73.2.5相對揮發度83.2.6 氣液相體積流量計算83.3塔板的計算93.3.1操作線方程的計算93.3.2實際塔板的確定103.4塔和塔板主要工藝結構尺寸計算113.4.1塔徑的計算113.4.2溢流裝置133.4.3 塔板布置及浮閥數目與排列153.5 精餾塔塔板的流體力學計算173.5.1精餾塔塔板的壓降計算173.5.2淹塔183.6 塔板負荷性能計算183.6.1 霧沫夾帶線183.6.2 液泛線193.6.3 液相負荷上限203.6.4 漏液線203.6.5 液相負荷下限213.6.6塔板負荷性能圖214 設計結果匯總表235工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖246設計評述251緒論精餾塔作為石油化工行業最常用的化工設備之一，在當今工業中發揮了極其重要的作用。精餾塔通過物質的傳質傳熱，將塔的進料中的物質分離，從而在塔頂和塔底分別獲得人們需要的高濃度物質。苯與氯苯的分離，必須經過各種加工過程，煉制成多種在質量上符合使用要求的產品工業上最早出現的板式塔是篩板塔和泡罩塔。篩板塔出現于1830年，很長一段時間內被認為難以操作而未得到重視。泡罩塔結構復雜，但容易操作，自1854年應用于工業生產以后，很快得到 推廣，直到20世紀50年代初，它始終處于主導地位。第二次世界大戰后，煉油和化學工業發展迅速，泡罩塔結構復雜、造價高的缺點日益突出，而結構簡單的篩板塔重新受到重視。50年代起，篩板塔迅速發展成為工業上廣泛應用的塔型。與此同時，還出現了浮閥塔，它操作容易，結構也比較簡單，同樣得到了廣泛應用。而泡罩塔的應用則日益減少，除特殊場合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生產規模不斷擴大，大型塔的直徑已超過 10m。為滿足設備大型化及有關分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現，已有數十種。工業生產對塔板的要求主要是：通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。塔板效率要高。塔板壓力降要低。操作彈性要大。結構簡單，易于制造。在這些要求中，對于要求產品純度高的分離操作，首先應考慮高效率；對于處理量大的一般性分離（如原油蒸餾等），主要是考慮通過能力大。為了滿足上述要求，近30年來，在塔板結構方面進行了大量研究，從而認識到霧沫夾帶通常是限制氣體通過能力的主要因素。在泡罩塔、篩板塔和浮閥塔中，氣體垂直向上流動，霧沫夾帶量較大，針對這種缺點，并為適應各種特殊要求，開發了多種新型塔板。本文的主要設計內容可以概括如下：1.設計方案的選擇及流程 ；2.工藝計算； 3.浮閥塔工藝尺寸計算；4.設計結果匯總；5.工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖2 設計方案確定與說明2.1 設計方案的選擇塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業中以錯流式為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。泡罩塔板是工業上應用最早的塔板，其主要的優點是操作彈性較大，液氣比范圍較大，不易堵塞；但由于生產能力及板效率底，已逐漸被篩孔塔板和浮閥塔板所替代。篩孔塔板優點是結構簡單，造價低，板上液面落差小，氣體壓強底，生產能力大；其缺點是篩孔易堵塞，易產生漏液，導致操作彈性減小，傳質效率下降。而浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發展起來的，它吸收了前述兩種塔板的優點。浮閥塔板結構簡單，制造方便，造價底；塔板開孔率大，故生產能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間長，故塔板效率較高。浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結構復雜板式塔的設計資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合塔徑不很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。因此，本次設計選用浮閥式板式精餾塔。2.2工藝流程說明精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產品冷卻器等,為保持塔的操作穩定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液經預熱器加熱至泡點后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后經分配器 一部分回流，一部分經過冷卻器后送入產品儲槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后為冷卻水循環利用。3 精餾塔的工藝計算3.1全塔的物料衡算F：原料液流量 (kmol/s) ：原料組成(kmol%)D：塔頂產品流量(kmol/s) ：塔頂組成(kmol%)W：塔底殘液流量(kmol/s) ：塔底組成(kmol%)料液及塔頂、塔底產品含苯的摩爾分數計算苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11kg/mol和112.61kg/mol。 平均摩爾質量料液及塔頂底產品的摩爾流率依題給條件：一年以300天。一天以24小時計，有F=9000100.44112.51-0.44/78.1130024=138.51kmol/h全塔物料衡算：總物料衡算F = D + W苯物料衡算0.44F=0.02D+0.98W聯立解得F=138.51kmol/h D=78.09kmol/h W=60.59kmol/h3.2精餾塔的操作工藝條件和相關物性數據的計算 表3-1常壓下苯氯苯氣液平衡組成（摩爾）與溫度關系 溫度/ 液相 氣相 溫度/ 液相 氣相 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267 0.613.2.1精餾塔平均溫度利用表3-1中數據由拉格朗日插值法可求得、。 （1） ： （2） ： （3） ： （4） 精餾段平均溫度： （5） 提餾段平均溫度：3.2.2氣、液相的密度的計算 已知：混合液密度：（質量分率，為平均相對分子質量），不同溫度下苯和氯苯的密度見表3-2。 表3-2 不同溫度下苯和氯苯的密度（） 溫度 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 混合氣密度： （1）精餾段： 液相組成：氣相組成：所以 （2）提餾段： 液相組成： 氣相組成： 所以 求得在和溫度下苯和氯苯的密度。 同理可得： ， 在精餾段，液相密度： 氣相密度： 在提餾段，液相密度： 氣相密度： 3.2.3 混合液體表面張力 不同溫度下苯和氯苯的表面張力見下表。 表3-3 苯和氯苯不同溫度下的表面張力（） 溫度（） 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 精餾段 苯的表面張力： 氯苯的表面張力； 聯立方程組 代入求得： 提餾段 苯的表面張力； 氯苯的表面張力： 聯立方程組 代入求得： 求得 3.2.4混合物的黏度 查化工原理附錄11可得 ， ， 精餾段黏度： 提餾段黏度： 3.2.5 相對揮發度 精餾段揮發度：由得 所以 相對揮發度 提餾段揮發度：由得 所以 相對揮發度3.2.6 氣液相體積流量計算 在圖上，因，查得，而， 故有： 取 精餾段： L=RD=1.1878.09=92.15kmol/h=0.0256kg/s V=(R+1)D=1.18+178.09=170.24kg/h=0.0473kg/s 已知： 則有質量流量： L1=ML1L=104.9392.15=9669.30kg/h V1=MV1V=110.44170.24=18801.31kg/h 體積流量：LS1=L1L1=9669.30833.33=11.60m/h=0.0032m/s VS1=V1V1=18801.313.73=5040.57m/h=1.40 m/s 提餾段： 因本設計為飽和液體進料，所以。L=L+qF=0.0256+1138.513600=0.064kmol/sV=V+q-1F=0.0473kmol/s 已知： 則有質量流量：L2=ML2L=86.360.064=5.53kg/sV2=MV2V=97.370.0473=4.6kg/sW=L2-V2=0.92kg/s 體積流量：3.3塔板的計算3.3.1操作線方程的計算 精餾段操作線方程：提餾段操作線方程： 表3-4 相關數據表溫度，（）8090100110120130131.8兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710 圖3-1 苯-氯苯精餾塔理論塔板數圖解3.3.2實際塔板的確定 作圖得精餾段理論板數為3.7塊 提餾段理論板數為5.8塊（1） 精餾段 已知： 所以：塊，取實際板數為8塊（2） 提餾段 已知： 所以：塊 取實際板數為12塊全塔所需實際塔板數：塊全塔效率加料板位置在第10塊板。3.4 塔和塔板主要工藝結構尺寸計算 3.4.1塔徑的計算 （1）精餾段 由，式中C可由史密斯關聯圖查出： 橫坐標數值： 初取板間距：通常板間距取，則取，板上液層高度， 則 圖3-2 史密斯關聯圖 查史密斯關聯圖可得： 取安全系數為0.7，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整為1.6m 橫截面積： 實際空塔氣速：（2）提餾段 橫坐標數值： 取板間距，則有 查圖可知, 根據頂標準圓整為1.60m。橫截面積： 空塔氣速： 3.4.2 溢流裝置 （1）堰長當溢流堰為單流程并無輔堰時，堰長和塔徑比一般為。 取 （2）出口堰高 采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設進口內堰。 堰上液高度按公式 近似取 精餾段： 提餾段：（3）弓形降液管的寬度和橫截面積 圖3-3 由 查上圖得， 則： 驗算降液管內停留時間： 精餾段： 提餾段： 停留時間，所以降液管可使用。（4）降液管底隙高度 精餾段： 取降液管底隙的流速，則有 取 提餾段： 取降液管底隙的流速，則有 取 因為不小于20mm，故滿足要求。3.4.3 塔板布置及浮閥數目與排列 （1） 塔板分布本塔塔徑為，采用分塊式塔板，查下表得。塔板為4塊。 表3-5 不同塔徑的分塊式塔板數塔徑mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數3456 （2） 浮閥數目與排列 精餾段： 取閥孔動能因子，則孔速為： 取浮閥塔盤的閥徑，一般取閥孔的直徑與閥徑的比值為 ，所以取閥孔孔徑 每層塔板上浮閥數目為： 塊（采用型浮閥） 取邊緣區寬度，破沫區寬度。 計算塔板上的鼓泡區面積，即： 其中 所以 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 排間距一般取 則排間距： 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板。而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分豉泡面積，因此排間距不宜采用77mm，而應小些，故取mm，按，以等腰三角形叉排方式作圖，取塔盤外圍浮閥的閥孔中心到塔壁的距離為80mm,與進口堰、溢流堰的距離為90mm,剛開孔部分的長邊為，短邊為 所以作圖可得浮閥數為205個。 按重新計算孔速和閥孔動能因數。閥孔動能因數變化不大，仍在913范圍內。塔板開孔效率 提餾段取閥孔動能因數，則每層塔板上浮閥數目為：塊按，估算排間距為取，排得閥數為179個。按重新計算孔速和閥孔動能因數 閥孔動能因數變化不大，仍在913范圍內。塔板開孔效率3.5 精餾塔塔板的流體力學計算3.5.1 精餾塔塔板的壓降計算 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據計算 精餾段 干板阻力： 因為，故： 板上充氣液層阻力： 取 液體表面張力所造成的阻力： 此阻力很小，楞忽略不計，因此氣體流經塔板的壓降相當的高度為： 提餾段 干板阻力： 因，故： 板上充氣液層阻力：取 液體表面張力所造成的阻力： 此阻力很小，可以忽略不計，因此與單板的壓降相當的液柱高度為： 3.5.2 淹塔 為了防止發生淹塔的現象，要求控制降液管中清液的高度。 精餾段 單層氣體通過塔板降液管所相當的液柱高度： 液體通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度： 取，已選定 則 可見，所以符合防止淹塔的要求。 提餾段 單板壓降所相當的液柱高度： 液體通過液體降液管的壓頭損失： 板上液層高度：，則 取，則 可見，所以符合防止淹塔的要求。3.6 塔板負荷性能計算 3.6.1 霧沫夾帶線 由此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算： 精餾段： 整理得：，即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值算出。 提餾段： 整理得：，得 精餾段 提餾段 3.6.2 液泛線 精餾段： 整理得 提餾段： 整理得 在操作范圍內任取若干個值，算出相應的值精餾段 提餾段 3.6.3 液相負荷上限 液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于s。 液體降液管內停留時間s 以s作為液體在降液管內停留時間的下限，則： 3.6.4 漏液線根據，其中：精餾段同理可得，提餾段 0.01 0.02 0.03精餾段 0.736 0.736 0.740精餾段 0.790 0.790 07913.6.5 液相負荷下限 取堰上液層高度為作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為與氣相 流量無關的豎直線 取，則 由以上作出塔板負荷性能圖。3.6.6塔板負荷性能圖 圖3-4 精餾段塔板負荷性能圖 圖3-5 提餾段塔板負荷性能圖 由塔板負荷性能圖可以看出： 在任務規定的氣液負荷下的操作點P處在適宜操作區內的適中位置。 塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液氣比，由圖可以查出塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限。 所以：精餾段操作彈性;提餾段操作彈性。 浮閥塔的工藝計算結果見下表。 表3-6 浮閥塔工藝計算結果項目符號單位計算數據備注精餾段提餾段塔徑m1.61.6分塊式塔板等腰三角形叉排，同一橫排板間距m0.450.45塔板類型單溢流弓形降液管空塔氣速m/s0.70.7堰長m1.121.12堰高m0.04690.0396板上液層高度m0.01310.0204降液管底隙高度m0.040.07浮閥數205179閥孔氣速m/s5.446.23浮閥動能因子10.5011.28孔心距m0.0750.075排間距m0.070.08單板壓降Pa539.00535.37液體在降液管內停留時間s25.3013.64降液管內清液層高度m0.1270.12泛點率%58.2155.87氣相負荷上限m3/s7.013.72氣相負荷下限m3/s0.880.31操作彈性7.979.074 設計結果匯總表序號 項目精餾段提餾段1平均溫度 tm 87.87112.262氣相流量 Vs m3/s1.41.43液相流量 Ls m3/s0.003220.005974實際塔板數8125精餾塔塔徑 m1.61.66板間距 m0.450.457溢流形式單溢流單溢流8降液管形式弓形弓形9堰長 m1.121.1210堰高 m0.04690.039611板