填料塔设计-2

第1页共30页目录第一章前言………………………………………………41.1塔设备简介…………………………………………41.2设计方案的确定…………………………………41.2.1装置流程………………………………………41.2.2加料方式……………………………………41.2.3进料状况………………………………………41.2.4加热方式………………………………………41.2.5工艺流程………………………………………4第二章苯和氯苯的物理性质…………………………52.1苯和氯苯的物理性质………………………………52.2苯和氯苯气液相平衡数据…………………………52.3组成饱和蒸汽压0iP…………………………………62.4液相密度…………………………………………62.5液相黏度L…………………………………………62.6温度表面张力………………………………………7第三章苯—氯苯填料塔设计计算……………………73.1精馏塔物料衡算……………………………………73.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率………73.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量…73.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流量………………8第2页共30页3.2塔板数的确定…………………………………………83.2.1进料热状况q的求取………………………………83.2.2确定操作的回流比R…………………………103.2.3理论塔板数TN的求取…………………………103.2.4精馏塔操作线方程………………………………113.3实际塔板数pN………………………………………113.3.1全塔效率…………………………………………113.3.2实际塔板数pN……………………………………123.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算…………123.4.1操作压力计算……………………………………123.4.2操作温度计算……………………………………123.4.3平均摩尔质量计算…………………………………123.4.4平均密度计算……………………………………133.4.5液体平均比表面张力计算………………………153.4.6液体粘度Lm……………………………………16第四章塔体工艺尺寸计算………………………………184.1填料的选择……………………………………………184.2塔径的确定……………………………………………194.3填料层高度计算………………………………………214.4填料层压降……………………………………………21第五章校核…………………………………………………22第3页共29页5.1载点、泛点校核……………………………………225.2液体喷淋密度的验算………………………………22第六章附属设备及主要附件的选型计算………236.1冷凝器………………………………………………236.2加热器………………………………………………236.3填料支撑装置………………………………………246.4填料压紧装置………………………………………246.5液体分布装置………………………………………246.5.1液体分布器的选型………………………………246.5.2分布点密度计算…………………………………246.5.3布液计算…………………………………………246.6除沫器………………………………………………25第七章填料塔设计结果汇总…………………………257.1物料衡算表…………………………………………257.2精馏塔工艺条件及有关物性数据表………………257.3塔主要设计参数表……………………………………27第八章设计过程的评述和讨论………………………278.1过程评述与讨论………………………………………278.2结束语…………………………………………………278.3符号说明………………………………………………28参考文献……………………………………………………29第4页共29页第一章前言1.1塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。填料塔是一类用于气液和液液系统的微分接触传质设备，主要由圆筒形塔底和对方在塔内对传质起关键作用的填料等组成，本设计采用填料精馏塔分离苯和氯苯，且所用填料为散装填料。1.2设计方案的确定1.2.1装置流程本任务是分离苯—氯苯混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用填料塔连续精馏。1.2.2加料方式本任务采用高位槽加料方式，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。1.2.3进料状况设计中采用冷液进料，冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用，同时理论板数也相应减少。1.2.4加热方式采用间接蒸汽加热，比直接蒸汽加热要好，使釜液部分汽化，维持原来的温度以减少理论板数。1.2.5工艺流程在圆筒塔底的下部，设置一层支撑板，支撑板上填充一定高度的填料。液体由上部入口管进入经分布器喷淋至填料上，在填料的空隙中通过，并润湿填料表面形成流动的液膜液体流经填料后经排出管取出。液体再填料层中有顷向于塔壁的流动，故填料层较高时，常将其分段，两段之间设置液体再分器，以利于液体的重新分布。气体在支撑板下方入口管进入塔内，在压强差的推动下，通过填料间的空隙由塔的顶部排出管排出。填料层内气液两相呈逆流流动，相际间的传质通常是在填料表面的液体与气相间的界面上进行，两相的组成沿塔高连续变第5页共29页化。工艺流程草图如下：第二章苯和氯苯的物理性质2.1苯和氯苯的物理性质表1.1苯和氯苯的物理性质项目分子式相对分子质量沸点临界温度/。c临界压力/kpa苯（A）C6H678．1180．1288．56833．4氯苯（B）C6H5Cl112.56131.8359.245202.2苯—氯苯气液相平衡数据表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据35%氯苯原料储存原料预热精馏再沸98%氯苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却第6页共29页沸点温度t℃苯的组成沸点温度t℃苯的组成液相Ax气相Ay液相Ax气相Ay80.11.0001.0001200.1270.376900.6770.9131300.019071.01000.4420.785131.80.0000.0001100.265614.02.3组成饱和蒸汽压0iP表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压0iP温度℃8090100110120130131.80APmmHg苯7601025135017602250284029000BpmmHg氯苯1482052934005437197602.4液相密度表1.4苯－氯苯的液相密度温度℃8090100110120130苯3/mkg817805793782770757氯苯3/mkg10391028101810089979852.5液相黏度L表1.5苯－氯苯液体粘度L第7页共29页温度(℃)6080100120140苯（MPa.S）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（MPa.S）0.5150.4280.3630.3130.2742.6温度表面张力表1.6苯-氯苯温度表面张力关系表温度℃020406080100120140氯苯表面张力mmN/32.830.4928.2125.9623.7521.5719.4217.32苯表面张力mmN/31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17第三章苯—氯苯填料塔设计计算3.1精馏塔物料衡算（以轻组分计算）3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量AM=11.78kmolkg/氯苯的摩尔质量BM=56.112kmolkg/728.056.112/3511.78/6511.78/65F986.056.112/211.78/9811.78/98Dx0286.056.112/9811.78/211.78/2W3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量48.87)728.01(56.112728.011.78FMkmolkg/第8页共29页59.78)986.01(56.112986.011.78DMkmolkg/57.111)0286.01(56.1120286.011.78WMkmolkg/3.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流量要求年处理苯—氯苯混合液10万吨/年，（开工率300天/年，24小时/天）原料处理量：77.15848.8724300100000000Fhkmol/总物料衡算：F=D+W(1)易挥发组分物料衡算：0.728F=0.986D+0.0286W(2)联立(1)、（2）得D=115.98hkmol/W=42.79hkmol/3.2塔板数的确定3.2.1进料热状况q的求取利用平衡数据在坐标纸上会平衡曲线及对角线，如图3-2所示。在图上定出点),(DDxxa、点),(FFxxe和点),(WWxxc第9页共29页由图3-2查出进料组成728.0Fx时溶液的泡点为co4.88平均温度tco7.562254.88已知操作条件下苯的汽化热为9.393kgkJ/，氯苯的汽化热为325kgkJ/3234956.112325272.011.789.393728.0mrkmolkJ/=349.32molkJ/液体比热容—温度关联式32/DTCTBTARcp第10页共29页KT85.3297.5615.273对苯：KTK506280计算可得19.1pAc)/(KmolkJ对氯苯：KTK569229计算可得157.0pBc)/(KmolkJ故原料液的平均比热容为：909.0272.0157.0728.019.1pc)/(KmolkJ所以mmprrtcq782.2349.32349.32)254.88(909.056.11782.2782.21qq从点e作斜率为56.1的直线，即得q线。q线与平衡线交于点d)962.0,874.0(3.2.2确定操作的回流比R874.0qx962.0qy最小回流比minR：qqqDxyyxRmin273.0874.0986.0962.0096.0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：546.0273.022minRR利用平衡数据，在直角坐标系上会平衡曲线及对角线，如图3—2所示，在图上顶点出点),(DDxxa、点),(FFxxe和点),(WWxxc三点。精馏段操作线截距638.01546.0986.01RxD在y轴上定点出b，连接ab，即得到精馏段操作线；交q线方程于一点f，连接cf，即得到提馏段操作线。3.2.3理论塔板数TN的求取(1).苯—氯苯物系属于理想物系，自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，第11页共29页图解求取理论板数TN。总理论板层数819TN块取8块(不包括再沸器）精馏段1TN3块提馏段52TN块第4块为加料板位置3.2.4精馏塔操作线方程33.6398.115546.0RDLhkmol/31.17998.115)1546.0()1(DRVhkmol/01.31177.15856.133.63'qFLLhkmol/22.26877.158)156.1(31.179)1('FqVVhkmol/精馏段操作线方程DxVDxVLy638.0353.0x馏段操作线方程WxVWxVLy'''''00456.016.1'x3.3实际塔板数pN3.3.1全塔效率选用616.017.0TElogm公式计算，该式适用于液相粘度smpa4.1~07.0的烃类物系，式中的m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10628.1311.80co（取塔顶底的算术平均值），查液体年度共线图得：24.0Asmpa34.0Bsmpa)1(FBFAmxx