苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书

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资源描述

1摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的,精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此,掌握气液相平衡关系,熟悉各种塔型的操作特性,对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等,是较完整的精馏设计过程,该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和氯苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述,主要包括:工艺计算,辅助设备计算等。采用浮阀精馏塔,塔高14.23米,塔径1.0米,计算理论板数为8.5。算得全塔效率为0.52。塔顶使用全凝器,部分回流。精馏段实际板数为6,提馏段实际板数为11。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算,均在安全操作范围内。对塔的流体力学进行验证后,符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算,壁厚8mm,满足设计要求。关键词:分离提纯或回收苯__氯苯精馏浮阀塔设备结构2一.苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯15000t,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%(以上均为质量%)。1.2操作条件1.塔顶压强4kPa(表压);2.进料热状况,自选;3.回流比,自选;4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压);5.单板压降不大于0.7kPa;1.3塔板类型浮阀塔板(F1型)。1.4工作日每年300天,每天24小时连续运行。1.5厂址厂址为天津地区。1.6设计内容1.精馏塔的物料衡算;2.塔板数的确定;3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算;5.塔板主要工艺尺寸的计算;6.塔板的流体力学验算;37.塔板负荷性能图;8.精馏塔接管尺寸计算;9.绘制生产工艺流程图;10.绘制精馏塔设计条件图;11.绘制塔板施工图(可根据实际情况选作);12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。1.7设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度,(℃)8090100110120130131.8ip×0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。二、工艺流程草图及说明2.1.1工艺草图2.1工艺流程草图图2-1工艺流程简图42.2工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯—氯苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板,在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后,逐板溢流,最后流入塔底。在每层板上,回流液体与上升蒸汽互相接触,进行热和质的传递过程。操作时,连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品,部分液体气化,产生上升蒸汽,一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝,并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液,其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品,经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。三、精馏塔工艺的设计及计算3.1塔的物料衡算:3.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。702.061.112/3811.78/6211.78/62Fx986.061.112/211.78/9811.78/98Dx00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0Wx3.1.2平均摩尔质量MF=78.11×0.702+(1-0.702)×112.61=88.39kg/kmolkg/kmol59.7861.112986.01986.011.78DMkg/kmol5.11261.11200288.0100288.011.78WM3.1.3料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率5依题给条件:一年以300天,一天以24小时计,有:,全塔物料衡算:F′=D′+W′0.38F′=0.02D′+0.998W′F′=5659.6kg/hF=5659.6/88.39=64.03kmol/hD′=3576.3kg/hD=3576.3/78.59=45.51kmol/hW′=2083.3kg/hW=2083.3/112.5=18.52kmol/h3.2塔板数的确定:3.2.1理论塔板数TN的求取苯-氯苯物系属于理想物系,可采用梯级图解法(M·T法)求取TN,步骤如下:1.根据苯-氯苯的相平衡数据,利用泡点方程和露点方程求取yx~依据BABtppppx/,tApxpy/,将所得计算结果列表如下:表3-1相关数据计算温度,(℃)8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中,塔内压力接近常压(实际上略高于常压),而表中所给为常压下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小,所以其对yx~平衡关系的影响完全可以忽略。2确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得yx~曲线。6图3-1苯—氯苯混合液的x—y图在yx~图上,因1q,查得925.0ey,而702.0Fexx,986.0Dx。故有:274.0702.0925.0925.0986.0eeeDmxyyxR考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍,即:548.0274.022mRR求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548×45.51=24.94kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×45.51=70.45kmol/hL′=L+F=24.94+64.03=88.97kmol/hV′=V=70.45kmol/h3求理论塔板数精馏段操作线:64.035.011xRxxRRyD提馏段操作线:000757.026.1xVWxVLyxw提馏段操作线为过00288.0,00288.0和884.0,702.0两点的直线。7图3-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得5.815.9TN块(不含釜)。其中,精馏段31TN块,提馏段5.52TN块,第4块为加料板位置。3.2.2实际塔板数pN1.全塔效率TE选用mTEμlog616.017.0公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系,式中的mμ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5×(80+131.8)=106℃(取塔顶底的算术平均值),在此平均温度下查化工原理附录11得:smPa24.0Aμ,smPa34.0Bμ。2698.0702.0134.0702.024.01FBFAmxx52.02698.0log616.017.0log616.017.0mTE2.实际塔板数pN(近似取两段效率相同)精馏段:77.552.0/31pN块,取61pN块提馏段:58.1052.0/5.52pN块,取112pN块总塔板数1721pppNNN块。83.3塔的内部条件3.3.1平均温度mt依据操作压力,由泡点方程通过试差法,计算出泡点温度,其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算,计算结果如下:塔顶温度tD80℃加料板tF88℃。塔底温度tW=131.8℃精馏段:842/88801mt℃提馏段:9.1092/888.1312mt℃3.3.2平均压强mp取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶:kPa3.10543.101Dp加料板:kPa5.10967.03.105Fp塔底:kPa8.1015.03.101wp精馏段平均压强:kPa4.1072/5.1093.1051mp提馏段平均压强:kPa7.1052/5.1098.1012mp3.3.3平均分子量mM塔顶:986.01Dxy,940.01x(查相平衡图)kg/kmol59.7861.112986.0111.78986.0,mVDMkg/kmol18.8061.112940.0111.78940.0,mLDM加料板:925.0Fy,702.0Fx(查相平衡图)kg/kmol70.8061.112925.0111.78925.0,mVFM9kg/kmol39.8861.112702.0111.78702.0,mLDM精馏段:kg/kmol65.792/70.8059.781,VMkg/kmol29.842/39.8818.801,LM提镏段:0108.02y00288.02x(查相平衡图)kg/kmol46.962/70.8023.1122,VMkg/kmol41.1002/39.8842.1122,LM3.3.4平均密度mρ1.液相平均密度mLρ,表4-1组分的液相密度ρ(kg/m3)温度,(℃)8090100110120130ρ苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯:tA187.1912ρ推荐:tA1886.113.912ρ氯苯:tB111.11127ρ推荐:tB0657.14.1124ρ式中的t为温度,℃塔顶:3kg/m0.817801886.113.9121886.113.912,tρALD3kg/m1.1039800657.14.11240657.14.1124,tρBLD3kg/m5.8201.103902.00.81798.01,,,,mLDBLDBALDAmLDρρaρaρ进料板:3kg/m5.807881886.113.9121886.113.912,tρALF3kg/m6.1030880657.14.11240657.14.1124,tρBLF103,,,,10.620.38879.88kg/m807.51030.6ABLFmLFmLFALFBaa塔底:3,kg/m47.7558.1311886.113.9121886.113.912tALw3,kg/m94.9838.1310657.14.11240657.14.1124tBLw3,,,,kg/m58.75794.98302.047.75598.01mLwBLwBALwAmLwaa精馏段:31,kg/m19.8502/88.8795.820L提馏段:32,kg/m73.8182/88.87958.757L2.汽相平均密度mVρ,精馏段:1,13,11107.479.652.88kg/m8.31427384mVVmmpMRT提馏段:2,23,22105.796.463.20kg/m8.314273109.9mVVmmpMRT3.3.5液体的平均表面张力mσ附:表4-2组分的表面张力σ(mN/m)温度,(℃)8085110115120131σ苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面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