TH——苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計工藝計算書 2一.設計題目 2二.操作條件 2三.塔板類型 2四.工作日 2五.廠址 2六.設計內容 2七.設計基礎數據 3 4 7.設計方案的思考 7二.設計方案的特點 7三.工藝流程 7 7一.設計方案的確定及工藝流程的說明 8二.全塔的物料衡算 8三.塔板數的確定 9四.塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數據的計算 五.精餾段的汽液負荷計算 六.塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算 七.塔板負荷性能圖 八.附屬設備的的計算及選型 篩板塔設計計算結果 一.設計原則確定 二.操作條件的確定 苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計一.設計題目設計一座苯-氯苯連續精餾塔，要求年產純度為99.8%的氯苯50000t,塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%(以上均為質量%)。1.塔頂壓強4kPa(表壓);5.單板壓降不大于0.7kPa;每年300天，每天24小時連續運行。11.繪制塔板施工圖(可根據實際情況選作);七.設計基礎數據溫度，(℃)8苯氯苯符號說明：H?——封頭高度，H?——裙座高度，k?——液膜吸收系數，m/hK——穩定系數，無因次K?——氣膜吸收系數kmol/(m2·h·kPa)m——相平衡常數，無因次n——篩孔數目Nos——氣相總傳質單元數，N?——理論板層數△Pp——氣體通過每層篩板的壓降，Paup——泛點氣速，m/sug——氣體通過篩孔的速度，m/suo,ain——漏液點氣速，m/su’o——液體通過降液管底隙的速度，m/sU?——液體質量通量，kg/(m2·h)Uuin——最小液體噴淋密度，m3/(m2·h)U?——氣體質量通量，kg/(m2·h)x——液相摩爾分數X——液相摩爾比y——氣相摩爾分數Y——氣體摩爾比β——充氣系數，無因次；下標V——氣相通體由不銹鋼制造，塔節規格φ25～100mm、高度0.5～1.5m,每段塔節可設置1～2個進料口/測溫口，亦可結合客戶具體要求進行設計制造各種非標產品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進行控制，塔壓可采用穩壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內任意設定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節內的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜浮閥塔應用廣泛，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，三.工藝流程原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續板式精餾塔(篩板塔),塔頂上升蒸汽流采用強制循環式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻至后送至產品槽；塔釜采用熱虹苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一.設計方案的確定及工藝流程的說明本設計任務為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。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，塔底產品經冷卻后送至儲罐。二.全塔的物料衡算(一)料液及塔頂底產品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。(二)原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量M=0.47×78+(1-0.47)×112.61=96.34kg/kmolM?=0.99×78+(1-0.99)×112.61=78.34kg/kmolMw=0.007×78+(1-0.007)×112.61=112.(三)料液及塔頂底產品的摩爾流率物料衡算、原料處理量(一)理論塔板數N,的求取溫度，(℃)8苯氯苯兩相摩爾分率X1725790yl354610圖3-1苯—氯苯混合液的x—y圖故最小回流比：操作回流比：精餾塔的氣液相負荷L=R×D=0.783×37.04=29.00kmol/hL'=L+F=29.00+78.64=107.64kmol/h3.求理論塔板數求操作線方程：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：(二)實際塔板數(一)平均壓強pmP?=101.3+4=105.6kpaP=105.3+0.7×8=110.9kpa(二)平均溫度t(三)平均分子量Mv=0.7Vx=0.7×1.216=0.85m/sMm=0.91×78+(1-0.91)×112.61=81M=0.7867×78+(1-0.7867)×112.61=85.38kg/kmolM?m=0.4444×78+(1-0.4444)×112.61=97.23kg/kmolM=(78.34+85.38)/2=81.86kg/kmolMm=(81.43+97.23)/2=89.(四)平均密度p。P?=816.6kg/m3Pa=1038.7kg/m3P?=776.6kg/m3Pn=1019.kg/m3溫度，(℃)σ苯氯苯σ?=21.23mN/mo?=23.07mN/mGLDm=0.98×21.23+0.02o?=18.98mN/mσg=21.69mN/mGLFm=0.4444×18.98+0.5556μ?=0.307mPa·sμ=0.339mPa·sμ?=0.258mPa·sμg=0.284mPa·s2.按Smith法求取允許的空塔氣速μm(即泛點氣速u)3.取安全系數為0.7,則空塔氣速為4.精餾段的塔徑D=√4V,/mi=√4×1.804/3.14×0.9圓整取D=1600mm,此時的操作氣速u=0.9665m/s5.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z=(Nu-1)H?=(6-1)×0.4提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為(二)塔板工藝結構尺寸的設計與計算1.溢流裝置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(1)溢流堰長(出口堰長)1(2)出口堰高h由l/D=0.6及L?/12?=8.24/0.962?=9.13,查化工原理課程設計圖5-5得h=0.00284×1×(8.24/0.96)3=0.0119m>0.006m(滿足要求)h=h?-hw=0.06-0.0119=0.由//D=0.6,查化原下P?圖11-16得W/D=0.11,A,/A?=0.056,即：W?=0.176m,A?=0.785D2=2.01m2,A,=r=A,H?/L?=0.11256×0.45/0.00229=22.12s>5s(滿足要求)查表5-11,得β=0.57.h=βh?=β(h+h)=0.57(0.0481+0.0119)=氣體通過每層塔板的液柱高度為h,=h+h?+h?=0.0468+0.0342+0.0020=0.083m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Ap=Pgh,=850.19×9.81×0.083=692.25Pa=0.69kPa<0.7kPa(滿足工藝要求)2.液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶=0.011kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣(滿足要求)在本設計中液沫夾帶量在允許范圍中。4.漏液漏液點的氣速u篩板的穩定性系數5.液泛苯—氯苯物系屬于一般物系，取φ=0.5七.塔板負荷性能圖1.液沫夾帶線(1)表7-12.液泛線(2)在操作范圍內，任取幾個L,值，依式(7-4)算出對應的V,值列于下表：表7-2依據表中數據作出液泛線(2)3.液相負荷上限線(3)4.漏液線(氣相負荷下限線)(4)漏液點氣速表7-3依據表中數據作出漏液線(4)圖7-1精餾段篩板負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A,連接OA,即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得八.附屬設備的的計算及選型(一)塔體總高度板式塔的塔高如圖8-1所示，塔體總高度(不包括裙座)由下式決定：H=H?+(N?-2-S)×H?+S×H?+H?+HS——人孔數目(不包括塔頂空間和塔底空間的人孔)。(二)塔頂空間Ho塔頂空間(見圖8-1)指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，通常取H為(1.5～2.0)Hr。若圖8-1塔高示意圖需要安裝除沫器時，要根據除沫器的安裝要求確定塔頂空間。(三)人孔數目人孔數目根據塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm(本設計取(四)塔底空間Hg塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產品的停留時間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取精餾裝置的主要附屬設備包括蒸氣冷凝器、產品冷凝器、塔底再沸器、原料預熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等。前四種設備本質上屬換熱器，并多采用列管式換熱器，管線和泵屬輸送裝置。下面簡要介紹。(五)冷凝器按冷凝器與塔的位置，可分為：整體式、自流式和強制循環式。如圖8-2(a)和(b)所示。將冷凝器與精餾塔作成一體。這種布局的優點是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點是塔頂結構復雜，不便維修，當需用閥門、流量計來調節時，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導致塔體該型式常用于減壓精餾或傳熱面較小場合。圖8-2冷凝器的型式5.流體流動阻力(壓強降)的計算(1)管程流動阻力(2)殼程流動阻力殼程流動阻力的計算公式很多，在此介紹埃索法計算殼程壓強降△P?的公式，即Fs——殼程壓強降的結垢校正因數；液體可取1.15,氣體可取1.0。式中：F——管子排列方法對壓強降的校正因數，對正三角形排列F=0.5,對轉角三角形為0.4,正方形為0.3;f?——殼程流體的摩擦系數；N,——橫過管束中心線的管子數；N.值可由下式估算：管子按正三角形排列：n.=1.1√nh——折流擋板間距；ug——按殼程流通截面積A?計算的流速，m/s,而Ao=h(D-nedo)。6.管殼式換熱器的選型和設計計算步驟(1)計算并初選設備規格a.確定流體在換熱器中的流動途徑b.根據傳熱任務計算熱負荷Q。c.確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管換熱器的形式；計算定性溫度，并確定在定性溫度下的流體物性。d.計算平均溫度差，并根據溫度差校正系數不應小于0.8的原則，決定殼程e.依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際情況，選擇總傳熱系數K值。f.由總傳熱速率方程Q=KS△tm,初步計算出傳熱面積S,并確定換熱器的基本尺寸(如D、L、n及管子在管板上的排列等),或按系列標準選擇設備規格(2)計算管程、殼程壓強降根據初定的設備規格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降。檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓降不符合要求，要調整流速，在確定管程數或折流板間距，或選擇另一規格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。(3)核算總傳熱系數計算管程、殼程對流傳熱系數，確定污垢熱阻R?;和R,在計算總傳熱系數K',比較K的初設值和計算值，若K’/K=1.15～1.25,則初選的換熱器合適。精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環再沸(1)釜式式再沸器如圖8-2(a)和(b)所示。(a)是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內可以加熱蒸汽。塔底液體進入底液池中，再進入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內的垂直擋板，作為塔底產物被引出。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留8～10分鐘，以分離液體中的氣泡。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離沸器殼徑為管束直徑的1.3～1.6倍。的70%左右。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。(2)熱虹吸式再沸器如圖8-2(c)、(d)、(e)所示。它是依靠釜內部分汽化所產生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環再沸器。這種型式再沸器汽化率不大于40%,否則傳熱不良。(3)強制循環再沸器如圖8-2中(f)所示。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調節液體循環量。原料預熱器和產品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。圖8-2再沸器的型式8.接管直徑各接管直徑由流體速度及其流量，按連續性方程決定，即：(1)塔頂蒸氣出口管徑Dy蒸氣出口管中的允許氣速Uv應不產生過大的壓降，其值可參照表8-1。表8-1蒸氣出口管中允許氣速參照表常壓蒸汽速度/m/s(2)回流液管徑Dg度太大，則冷凝器的高度也相應增加。用泵回流時，速度可取1.5～2.5m/s。(3)進料管徑dy料液由高位槽進塔時，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵輸送時，流速取為(4)釜液排除管徑dw釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。(5)飽和水蒸氣管飽和水蒸氣壓力在295kPa(表壓)以下時，蒸氣在管中流速取為20～40m/s;表壓在785kPa以下時，流速取為40～60m/s;表壓在2950kPa以上時，流速取為80m/s。加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)若精餾塔采用直接蒸氣加熱時，在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管。使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中。其結構為一環但太小不僅增加阻力損失，而且容易堵塞。其孔直徑一般為5～10mm,孔距為孔徑的5～10倍。小孔總面積為鼓泡管橫截面積的1.2～1.5倍，管內蒸氣速度為20～25m/s。加熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時間。(1)確定輸送系統的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產任務所規定，如果流量在一定范圍內波動，選泵時應按最大流量考慮。根據輸送系統管路的安排，用柏努利方程計算在最大流量下管路所需的壓頭。(2)選擇泵的類型與型號首先應根據輸送液體的性質和操作條件確定泵的類型，然后按已確定的流量Q。和壓頭H。從泵的樣本或產品目錄中選出合適的型號。顯然，選出的泵所提供的流量和壓頭不見得與管路要求的流量Q。和壓頭H。完全相符，且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量，所選泵的流量和壓頭可稍大一點，但在該條件下對應泵的效率應比較高，即點(Q.、He)坐標位置應靠在泵的高效率范圍所對應的H-Q曲線下方。另外，泵的型號選出后，應列出該泵的各種性能參數。(3)核算泵的軸功率若輸送液體的密度大于水的密度時，可按,核算泵的軸功率。綜上，所設計篩板的主要結果匯總于下表：15降液管底隙高度h?,m0.029818開孔區面積Aa,m21.40823空塔氣速u,m/s0.966524篩孔氣速uo,m/s27負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶ey,(kg液/kg氣)0.011氣相負荷上限Vs,mx,m2/s氣相負荷下限Vs,min,m2/s操作彈性一.設計原則確定工程設計本身存在一個多目標優化問題，同時又是政策性很強的工作。設計者在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩定的產品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過2.滿足經濟上的要求要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡3.保證生產安全生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。結合課程設計的需要，對某些問題作具體闡述。1.操作壓力精餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔但在塔徑相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔用加壓精餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少精餾的能量消耗。對于本設計中2.進料狀態進料狀態與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯系。在實際這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節氣溫的影響。此外，在本設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾3.加熱方式精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器