化工原理苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計.doc

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前 言 塔設備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一,他可以使氣(或汽)或液液兩相緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。 塔設備中常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻和回收、氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕和減濕等。 最常見的塔設備為板式塔和填料塔兩大類。作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設備，首先必須使氣（汽）液兩相能充分接觸，以獲得高的傳質(zhì)效率。此外，為滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設備還必須滿足以下要求：1、生產(chǎn)能力大；2、操作穩(wěn)定，彈性大；3、流體流動阻力??；4、結構簡單、材料耗用量少，制造和安裝容易；5、耐腐蝕和不易阻塞，操作方便，調(diào)節(jié)和檢修容易。 目 錄 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計………………………..3 設計內(nèi)容及要求 …………………………………………..3 一、設計方案的確定……………………………………… 4 二、精餾塔的物料衡算 ……………………………………4 三、塔板數(shù)的確定 ……………………………………….. 5 四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算…………7 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算………………………….9 六、塔板主要工藝尺寸的計算……………………………11 七、篩板的流體力學驗算 ………………………………..13 八、塔板負荷性能圖 ……………………………………..15 總 結 ……………………………………………………..21 參考文獻 …………………………………………………..22 設計任務書 （一）題目 試設計一座苯—氯苯連續(xù)精餾塔，要求每日產(chǎn)純度98.8%的苯90噸，塔頂餾出液中含苯不得高于0.2%，原料液中含苯32%（以上均為質(zhì)量分數(shù)）。 （二）操作條件 （1）塔頂壓強 5kPa（表壓）； （2）進料熱狀況 泡點； （3）回流比 R=1.4Rmin； （4）單板壓降 ≤0.7 kPa； （5）加熱蒸汽 低壓蒸汽； （6）全塔效率 ET=52%； （7）建廠地址 南京地區(qū)。 設計計算書 一、設計方案的確定 本任務是分離苯—氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程，本設計采用板式塔連續(xù)精餾。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進精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲物罐。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1.4倍，且在常壓下操作。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲物罐。 二、精餾塔物料衡算（以輕組分計算） 1．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 氯苯的摩爾質(zhì)量 2．原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3．物料衡算 原料處理量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 三、塔板數(shù)的確定 1．理論板數(shù)NT的求取 （1）由手冊查得苯—氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x—y圖，見圖。 80 90 100 110 120 130 131.8 101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 （2）求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點e（0.404,0.404）作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為 yq=0.754 故最小回流比為 取操作回流比為 （3）求精餾塔的氣、液相負荷 （4）求操作線方程 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 （5）圖解法求理論板層數(shù) 如附圖1，將x=0.404帶入精餾段操作線方程，得出y=0.655，在圖中找出該點記為d，連接ad兩點即得精餾段操作線；在對角線上找到c點（0.003，0.003），連接cd兩點即得提餾段操作線。自a點開始在操作線和平衡線之間作階梯線。求解結果為： 總理論板層數(shù) 進料板位置 2． 實際板層數(shù)的求解（試差法） 假設總板效率ET=0.52 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) （不包括再沸器） 四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 1．操作壓力的計算 塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 2．操作溫度的計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算。 苯、氯苯Antoine常數(shù)數(shù)據(jù)表 A B C 溫度范圍（K） 苯 6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 1466.083 -15.44 420-521 氯苯 6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 塔頂溫度 進料板溫度 精餾段平均溫度 3．平均摩爾質(zhì)量的計算 塔頂：由，查平衡曲線得 進料板：由圖理論板得，查平衡曲線得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 4．平均密度的計算 （1）氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，得 精餾段 （2）液相平均密度計算 塔頂時， 進料板時， 精餾段液相平均密度為 5．液相平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂時，查得 進料板時，查得 精餾段液相平均表面張力為 6. 液體平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算，即 塔頂時， 進料板時， 精餾段液相平均表面張力為 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 1．塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 由 式中C由公式計算，其中可由史密斯關聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為 取板間距，板上液層高度，則 由史密斯關系圖得 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整后為 D=0.7m 塔截面積為 實際空塔氣速為 2．精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 六、塔板主要工藝尺寸的計算 1． 溢流裝置的計算 因塔徑D=0.7m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下： （1） 堰長 （2） 堰高 由 選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得（近似取E=1） 區(qū)板上清液層高度 故 （3）弓形降液管的寬度和截面積 當時，查表得 依照公式驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管設計合理。 （5）降液管底隙高度 取 則 故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。 2．塔板布置 （1）塔板的分塊 因，故塔板采用整塊式 （2） 邊緣區(qū)寬度確定 取。 （3） 開孔面積計算 開孔區(qū)面積 其中， ， （4） 篩孔計算及其排列 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數(shù)目n為 開孔率為 氣體通過閥孔的氣速為 七、篩板的流體力學驗算 1．塔板壓降 （1） 干板阻力計算 干板阻力由公式計算，即 由，查圖得 故 (2)氣體通過液層的阻力由下式計算 查圖得β=0.62 （3）液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計算 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 （設計允許值） 2.液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本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 液沫夾帶量由下式計算，即 其中 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 4．漏液 對篩板塔，漏液點的氣速可由下式計算 實際孔速 穩(wěn)定性系數(shù)為 故在本設計中無明顯漏液。 5.液泛 為防止降液管發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應服從以下關系，即 苯—氯苯物系屬于一般物系，取，則 而 板上不設進口堰，可由下式計算，即則 液柱 液柱 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 八、塔板負荷性能圖 1.漏液線 由 得 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式上式計算出值，列于下表。 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.142 0.147 0.154 0.159 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。 2.液沫夾帶線 以氣為限，求關系如下 由 故 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，列于下表。 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.5745 0.5361 0.4868 0.4455 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 3.液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負荷標準。 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。 4.液相負荷上限線 以=4s作為液體在降液管中停留時間的下限，得 故 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。 5.液泛線 令 由 ；；； 聯(lián)立得 忽略，將的關系式帶入上式，并整理得 故 或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，列于下表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.479 0.448 0.380 0.271 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示。 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，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 故操作彈性為 所設計篩板的主要結果匯總表如下所示。 序號 項目 數(shù)值 1 平均溫度tm，℃ 88.8 2 平均壓力Pm，kPa 108.63 3 氣相流量Vs，（m/s） 0.277 4 液相流量Ls，（m/s） 0.0006 5 實際塔板數(shù) 22 6 有效段高度Z，m 8.8 7 塔徑，m 0.7 8 板間距，m 0.40 9 溢流形式 單溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長，m 0.462 12 堰高，m 0.0521 13 板上液層高度，m 0.06 14 堰上液層高度，m 0.00794 15 降液管底隙高度，m 0.019 16 安定區(qū)寬度，m 0.065 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.035 18 開孔區(qū)面積，m 0.232 19 篩孔直徑，m 0.005 20 孔中心距，m 0.015 21 篩孔數(shù)目 1191 22 開孔率， % 10.1 23 空塔氣速，m/s 0.719 24 篩孔氣速，m/s 11.82 25 穩(wěn)定系數(shù) 1.95 26 每層塔板壓降，Pa 681.5 27 負荷上限 液沫夾帶控制 28 負荷下限 漏液控制 29 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.1 30 氣相負荷上限，m/s 0.555 31 氣相負荷下限，m/s 0.141 32 操作彈性 3.936 總 結 兩個周的化工原理課程設計已經(jīng)圓滿結束。 這要感謝我們的指導老師張老師和李老師對我們悉心的指導，感謝同學給予我的幫助。 通過本次設計，讓我很好的鍛煉了理論聯(lián)系實際，與具體項目、課題相結合設計的能力。既讓我們懂得了怎樣把理論應用于實際，又讓我們懂得了在實踐中遇到的問題怎樣用理論去解決。在本次設計中，我們還需要大量的以前沒有學到過的知識，所以我們就上網(wǎng)，圖書館找資料。在查閱資料的過程中，我們要判斷優(yōu)劣、取舍相關知識，不知不覺中我們查閱資料的能力也得到了很好的鍛煉。在設計過程中，總是遇到這樣或那樣的問題。有時發(fā)現(xiàn)一個問題的時候，需要做大量的工作，花大量的時間才能解決。驗算的時候只要一個不合格，那么必須全部重來，不斷的改正，不斷地吸取教訓，才能不斷的進步，得到最終的設計成果。 通過該課程設計，全面系統(tǒng)的理解了精餾塔的一般原理和基本實現(xiàn)方法。把死板的課本知識變得生動有趣，激發(fā)了學習的積極性。把學過的精餾塔的知識強化，能夠把課堂上學的知識通過自己設計的精餾塔表示出來，加深了對理論知識的理解。以前對與精餾塔認識是模糊的，概念上的，現(xiàn)在通過自己動手做實驗，從實踐上認識了精餾塔是如何運行的，各個部件之間的關系，對精餾塔原理的認識更加深刻。 在這次課程設計中，我就是按照實驗指導的思想來完成。加深了理解精餾塔的內(nèi)部功能及內(nèi)部實現(xiàn)，培養(yǎng)實踐動手能力。 在整個設計中我懂得了許多東西，也培養(yǎng)了我獨立工作的能力，而且大大提高了動手的能力，使我充分體會到了在創(chuàng)造過程中探索的艱難和成功時的喜悅。雖然這個設計還存在一些瑕疵，但是在設計過程中所學到的東西是這次課程設計的最大收獲和財富，結果固然重要，但過程才是最讓人受益匪淺的。 參考文獻 1.《化工流體流動與傳熱》，化學工業(yè)出版社，柴誠敬、張國亮，2004年 2.《化工傳質(zhì)與分離過程》，化學工業(yè)出版社，賈紹義、柴誠敬，2005年 3.《化工原理課程設計》，天津大學出版社，賈紹義、柴誠敬，2002年 4．《化工原理（下）》，天津大學出版社，夏清、陳常貴，2005年 5．《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，化學工業(yè)出版社，盧煥章，1982年