化工原理--苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

-1-前言塔设备是化工、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。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，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。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。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，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。-2-目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计………………………..3设计内容及要求…………………………………………..3一、设计方案的确定………………………………………4二、精馏塔的物料衡算……………………………………4三、塔板数的确定………………………………………..5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………7五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………….9六、塔板主要工艺尺寸的计算……………………………11七、筛板的流体力学验算………………………………..13八、塔板负荷性能图……………………………………..15总结……………………………………………………..21参考文献…………………………………………………..22-3-设计任务书（一）题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求每日产纯度98.8%的苯90吨，塔顶馏出液中含苯不得高于0.2%，原料液中含苯32%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压强5kPa（表压）；（2）进料热状况泡点；（3）回流比R=1.4Rmin；（4）单板压降≤0.7kPa；（5）加热蒸汽低压蒸汽；（6）全塔效率ET=52%；（7）建厂地址南京地区。4设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4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。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量kmol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量kmol/kg56.112BM003.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0404.056.112/68.011.78/32.011.78/32.0WDFxxx2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol/kg46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol/kg59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol/kg64.9856.112)404.01(11.78404.0WDFMMM3．物料衡算原料处理量h/38.02kmol64.9824100090F总物料衡算38.02WD苯物料衡算W003.0986.002.38404.0D联立解得h/22.51kmolh/kmol51.15WD5三、塔板数的确定1．理论板数NT的求取（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，绘出x—y图，见图。C/oT8090100110120130131.8kPa/oAp101.33136.66179.99234.60299.99378.65386.65kPa/oBp19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.33oooBABppppx1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000xppyAo1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000（2）求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.404,0.404）作垂线0.20.4b0.60.81.000.20.40.60.81.0xWxFafed6ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.754故最小回流比为66.0404.0754.0754.0986.0minR取操作回流比为1.3266.022minRR（3）求精馏塔的气、液相负荷h/35.98kmolh/58.49kmol02.3820.47h/35.98kmol15.51)11.32()1(h/20.47kmol15.511.32VVFLLDRVRDL（4）求操作线方程精馏段操作线方程425.0569.0986.035.9815.5135.9847.20xxxVDxVLyD提馏段操作线方程002.0626.1003.035.9822.5135.9849.58xxxVWxVLyW（5）图解法求理论板层数如附图1，将x=0.404带入精馏段操作线方程，得出y=0.655，在图中找出该点记为d，连接ad两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c点（0.003，0.003），连接cd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：总理论板层数)(11包括再沸器TN进料板位置5FN2．实际板层数的求解（试差法）7假设总板效率ET=0.52精馏段实际板层数87.6952.0/4精N提馏段实际板层数1413.4652.0/7提N（不包括再沸器）四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶操作压力kPa33.10653.101DP每层塔板压降kPa7.0P进料板压力1.93kPa1187.033.106FP精馏段平均压力108.63kPa2/)93.11105.331(mP2．操作温度的计算依据操作压力，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。苯、氯苯Antoine常数数据表ABC温度范围（K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.083-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597塔顶温度C2.83oDt进料板温度C4.49oFt精馏段平均温度C8.882/)4.492.83(omt3．平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查平衡曲线得932.01xkmol/kg45.8056.112)932.01(11.78932.0kmol/kg58.7856.112)986.01(11.78986.0LDmVDmMM8进料板：由图理论板得662.0Fy，查平衡曲线得305.0Fxkmol/kg05.10256.112)305.01(11.78305.0kmol/89.75kg56.112)662.01(11.78662.0LFmVFmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg25.912/)05.10245.80(kmol/kg17.842/)75.8958.78(LmVmMM4．平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段3m/kg04.3)15.2738.88(314.817.8463.108mVmmVmRTMp（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C2.83oDt时，333m/kg73.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C4.94oFt时，333m/kg28.8947.1025/468.07.803/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg12.10224.94111.11127m/kg95.79994.4187.1912LFmABAw精馏段液相平均密度为3m/kg51.8552/)28.89473.816(Lm5．液相平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即9iiLmx塔顶C2.83oDt时，查得m/mN82.20Am/mN84.25Bm/mN89.2084.25014.082.20986.0LDm进料板C4.94oFt时，查得m/mN35.19Am/mN57.24Bm/mN98.2257.24695.035.19305.0LFm精馏段液相平均表面张力为m/mN94.212/)98.2289.20(m6.液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即iiLmxlglg塔顶C2.83oDt时，smPa299.0AsmPa303.0B303.014lg0.0299.0lg986.0lgLDmsmPa299.0LDm进料板C4.94oFt时，smPa268.0AsmPa275.0B.2750lg695.0.2680lg305.0lgLFmsmPa273.0LFm精馏段液相平均表面张力为smPa286.02/)273.0299.0(Lm五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1．塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为10s/m0006.051.855360025.9147.203600s/m277.004.3360017.8498.35360033LmLmSVmVmSLMLVMV由VVLCumax式中C由公式2.02020LCC计算，其中20C可由史密斯关联图查出，图的横坐标为0363.004.351.8553600277.036000006.02121VLhhVL取板间距m40.0TH，板上液层高度m06.0Lh，则m34.006.040.0LThH由史密斯关系图得073.020Cs/m246.104.304.351.8550744.00744.02094.21073.020max2.02.020uCCL取安全系数为0.7，则空塔气速为s/m872.0246.17.07.0maxuum636.0872.014.3277.044uVDS按标准塔径圆整后为D=0.7m塔截面积为222m385.07.0414.3D4TA实际空塔气速为s/m719.0385.0277.0u2．精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为11m8.24.0)18()1(精精THNZ提馏段有效高度为m2.54.0)114()1(提提THNZ在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为m8.88.02.58.28.0提精ZZZ六、塔板主要工艺尺寸的计算1．溢流装置的计算因塔径D=0.7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长m462.07.066.066.0DlW（2）堰高由OWLWhhh选用平直堰，堰上液层高度由弗兰