苯-氯苯溶液连续精馏塔设计(共22页).docx

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1、精选优质文档-倾情为你奉上苯-氯苯溶液连续精馏塔设计一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立

2、工作能力的有益实践。 本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于%，塔顶产品苯纯度不低于98%。二、摘要:氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，广泛用于生产，磷苯液相氯化法制中含有一定量的苯，用于分离挥发性苯和氯苯连续精馏塔的设计是不容易的。设计选择良好的合成功能的集成产品和效率，经济，安全和其他方面。这将是选择精馏塔和筛板筛板塔更好。有很多优点是结构简单，价格低廉，而且液滴板表面的小。它有一个较低的压力，但一个更大的生产能力。最后，气体在塔

3、内均匀分布，具有较高的传质效率。设计完成了塔径为1000mm和总高度为15m的工艺计算和设备设计，它定义了那个桶材料为16MnR，标称厚度为8毫米，根据钢制压力容器。设计选用标准椭圆封头的直径为1000mm，表面高度200mm，直边高度是根据工艺设备的设计和jb4737-95 25mm。进口和出口的液体和气体管道的法兰都是根据汞丝网除沫器选用SP滤网采用rfpf。设计无具体要求，选择圆柱裙，其直径1000mm .最后的设计进行festigkeit和稳定性ueberpruefung等等，并对塔体的厚度和高度均符合要求的设计压力下。Abstract:Chlorobenzene as an impo

4、rtant basic organic synthesis raw material, widely used in production, the rule of law by a benzene liquid-phase chlorination of p contains a certain amount of benzene, the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy. The design chooses t

5、he integrated product of good synthesized function with efficiency, economic, security and other aspects .It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price,besides liquid drop on the surface of plate is small. It

6、 has a low pressure , but a larger capacity of production. At last gas in tower spreads evenly with a higher efficiency of mass transfer . The design xxpletes the process calculation which defines that the tower diameter is 1000mm and the overall height is 15m, and1equipment design which defines tha

7、t the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8 mm according to the Steel Pressure Vessel (GB150-1998).The design selectes the standard elliptic heads whose diameter is 1000mm, surface height is 200mm, straight flange height is 25mm according to the Process Equipment Design and

8、JB4737-95. The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG wire mesh demister selects the SP filter screen. The design has no specific requirements so that the cylindrical skirt is selected, whose diameter is 1000mm.Finally the design conducts the fest

9、igkeit and stability ueberpruefung and so on, and defines the thickness and height of the tower body all conform the requirements under the design pressure.三、设计方案的确定产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率15216(25)。闪点294。燃点6378，折射率15246，粘度(20)0799mPas，表面张力332810-3 Nm溶解度参数95。溶于乙醇、乙

10、醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂， 不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响， 3 长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LDmgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。 质量指标：塔顶产品苯纯度94%，原料液中苯40%,塔顶苯的回收率99%。设计方案简介1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集

11、成度高，可控性好，产品质量稳定。于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温物系分离。3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经

12、产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。设计任务原料：苯-氯苯溶液 原料温度：30处理量：7万吨/每年2原料组成：40%产品要求：塔顶产品中苯的质量分,94% 塔顶产品中苯的回收率：99%符号说明：英文字母Aa- 塔板的开孔区面积，m2 Af- 降液管的截面积, m2 Ao- 筛孔区面积, m2 AT-塔的截面积 m2 PP-气体通过每层筛板的压降C-负荷因子 无因次 t-筛孔的中心距 C20-表面张力为20mN/m的负荷因子 do-筛孔直径 uo-液体通过降液管底隙的速度D-塔径 m Wc-边缘无效区宽度 ev-液沫夹带量 kg液/kg气 Wd-弓形降液管的

13、宽度 ET-总板效率 Ws-破沫区宽度 R-回流比Rmin-最小回流比M-平均摩尔质量 kg/kmol tm-平均温度 g-重力加速度 /s2 Z-板式塔的有效高度 Fo-筛孔气相动能因子 kg1/2/(/2) hl-进口堰与降液管间的水平距离 m -液体在降液管内停留时间 hc-与干板压降相当的液柱高度 m -粘度hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m -密度 hf-塔板上鼓层高度 m -表面张力 hL-板上清液层高度 m -液体密度校正系数 h1-与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标 ho-降液管的义底隙高度 m max-最大的 how-堰上液层高度 m min-最小的 hW-出

14、口堰高度 m L-液相的 hW-进口堰高度 m V-气相的 h-与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H-板式塔高度 m HB-塔底空间高度 mHd-降液管内清液层高度 m HD-塔顶空间高度 m HF-进料板处塔板间距 m HP-人孔处塔板间距 m HT-塔板间距 m3H1-封头高度 m H2-裙座高度 m K-稳定系数 lW-堰长 mLh-液体体积流量 m3/h Ls-液体体积流量 m3/s n-筛孔数目 P-操作压力 KPa P-压力降 KPaPp-气体通过每层筛的压降 KPa T-理论板层数 u-空塔气速 m/su0,min-漏夜点气速 m/suo -液体通过降液管底隙的速度 m/s

15、 Vh-气体体积流量 m3/h Vs-气体体积流量 m3/s Wc-边缘无效区宽度 m Wd-弓形降液管宽度 m Ws -破沫区宽度 mZ - 板式塔的有效高度 m希腊字母-筛板的厚度 m-液体在降液管内停留的时间 s -粘度 -密度 kg/m3-表面张力N/m-开孔率 无因次 -质量分率 无因次 下标Max- 最大的 Min - 最小的 L- 液相的V- 气相的四、带控制点的工艺流程图4原料 全凝器 冷凝器 产品储罐泡点回流料加热至 泡点再沸器 的 物预热器储槽 精馏塔 五、操作条件的选取1塔顶压强：4kPa； 2.进料热状况：泡点进料q=1； 3.回流比：R=4.塔釜加热蒸汽压力：的饱和水

16、蒸气 5.单板压降不大于；6.生产时间：300天，每天24小时连续运行。 7冷却水进口温度：30六、工艺计算1.全塔物料衡算(1) 原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA=/kmol 氯苯的摩尔质量 MB=/kmolxF=(/)/(/+/)= (摩尔分率,下同) xD=(/)/(/+/)= F* xF -D* xD =(F-D)Xw D* xD / F* xF =99% 联立 Xw=(2) 原料液级塔顶、塔底产品的平均摩尔质量5冷凝器 产品储罐MF=*+* = (kg/kmol) MD=*+* =(kg/kmol) (3) 物料衡算 原料处理量F=70000*1000/(300*

17、24*)= kmol/h 总物料衡算 D+W=F苯物料衡算 D*xD+W*xW=F*xF联立解得 D= (kmol/h)W= (kmol/h)2.最佳回流比的确定(一)常压下苯-氯苯混合液相平衡关系1、纯组分的饱和蒸汽压P和温度t的关系：lnPoAoB tC 查表得：A B C- 苯- 氯苯 2、常压下苯-氯苯的气液相平衡数据：计算示例：取温度t=85= lnPA 85 PBo85PBo760x 0xo o常压下苯-氯苯气液相平衡数据表一温度Po APoBx y685 90100 105 110 115 120 125130苯-氯苯t-x-y图：7苯-氯苯气液平衡相图:(二)回流比的确定1、q

18、线方程。因为采用泡点进料，所以q=1，则xq=xF 2、相对挥发度的确定。试差法求的： 表一中第四栏结果83 51 2128 在xF=时，=。 试差方法：在excel表格中，设定各个参数的计算公式，然后按缩小范围的方法，逐步改变温度t的值，直至某一温度对应的x值为，此时的值即为所求相对挥发度。相平衡关系式：Y=X/X） 于q=1所以Xe=Xf=Ye=*/(1+)*)= 因此最小回流比Rmin=/(Ye-Xe)=( )/( )= 最佳回流比R=2 Rmin=*2=3.理论板及实际板的确定操作线方程L=RD=/hV=D=/h L=L+qF=+1*= kmol/h V= V=/h精馏段操作线方程：Y

19、n+1=Xn+=+ 提馏段操作线方程：Yn+1=Xn+= 逐板计算法：泡点进料q=1，Xq=Xf=第一块塔板上升的气相组成： Y1=Xd= 第一块塔板下降的液体组成：X1=Y1/，第五块加料，精馏段需四块 (二)全塔效率ET选用ETm公式计算。该式适用于液相粘度为s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(80+)=106，在此平均温度下查化工原理附录11得：As，Bs。m=Xf+b=*+* = Et=m= 2.实际塔板数Np 精馏段： Np1=4/ =8块提馏段：Np2=/=18块， 总塔板数Np1=Np1+ Np2=8+18=26块。4.塔径的计算(一)

20、相关物性数据计算I. 平均压强PD=4+= 加料板：Pf=+*8= Pw=PF+18=则精馏段平均压强P=/2= 提留段平均压强P= (PF+Pw)/2= 2.平均温度tm查温度组成图得：塔顶为，加料板为，塔底为130。 精馏段平均温度：Tm1=(+)/2=10提留段平均温度：Tm2=(+130)/2= 3.密度不同温度下苯-氯苯密度 60 80 100 温度苯kg/m3 1042 1019 氯苯kg/m3 1064TOPM气相密度计算公式：V140液相密度计算公式：1LxAAxBB下表可知精馏段和提留段x,y的组成 提留段X= Y= 精馏段X= Y= 1、精馏段； 液相x=气相y=液相平均质

21、量流率Ml1=*+*=/kmol 汽相平均质量流率Mv2=*+*=/kmol 拉格郎日法求：/=/(a1-815)a1=/m3 /=/(b2-1042)b2= kg/m3所以：1/l1=/+/l1= kg/m3v1=(*)/(+)*)= kg/m3 2、提留段； 液相x=液相y=液相平均质量流率Ml1=* +*=/kmol 汽相平均质量流率Mv2=*+*=/kmol/=/()a1=/m3 /=/(b2-1019)b2= /m3所以：1/l1=/+/=l1= /m3v2=(*)/(+)*)= /m3114.表面张力 温度 苯mN/m 氯苯mN/m不同温度下苯-氯苯表面张力 60 80 100 1

22、20140 n 液体平均表面张力公式：Lmxiii1塔顶液相表面张力/=/() /=/() ldm=*+ * = mN/m 进料板液相表面张力/=/() /=/() lfm=*+ * = mN/m塔底液相表面张力/=/() /=/() ldm=*+ * =/m精馏段液相平均表面张力/=/() /=/() lm=*+ * = mN/m提留段液相表面张力/=/() /=/() lm2=*+ * =/m5.气液相负荷的计算精馏段 质量流量L1= Ml1*L=*=/h=/s V1= Ml2*V=*=/h=/s 体积流量Ls1=L1/l1=/ =/s vs1= V1/v1=/= m3/s12a=/m b

23、=/m a=/m b=/m a=/m b=/m a=/m b=/ma=/mb=/m 提留段 质量流量L2= Mv1*L=*=/h=/s V2= Mv2*V=*= kg/h=/s 体积流量Ls2=L2/l2=/ =/s Vs2= V2/v2=/= m3/s6.板间距取板间距HT=450mm ，板上液层高hL=60mmHThLmm III.塔径D 精馏段按Smith法求空塔气速umax(即泛点速度uf）LS1L1 VS1V11/0.752 2查图得：C20=CC20L 12020umaxCL/s 取u=/sD4VS4 圆整得D=1000mm 提留段LS2L2 VS2V2查图得：C20= CC20L

24、2020LC3/sumax取u=/s13D4VS4 圆整得D=1000mm 降液管及溢流堰尺寸的确定塔径1000，采用单溢流平顶弓形堰、弓形降液管、凹形液盘。堰长取lW1 堰上液层高度：how精馏段：Lh，取E=1 E1000lw2323howLhE1000lw 0.010m23出口堰高hwhLhow23提留段Lh36003E101m 1000w出口堰高hw23wdDhLhow 弓形降液管的宽度wd和横截面积Aflw，查化工原理下P127图得。D1wd151Af液体在降液管内的停留时间 又5ATAf222AT2AfHT/Ls符合要求1/精馏段提留段/符合要求2 降液管底隙高度精馏段：取降液管底

25、细的流速uo/s，则：14ho3600lwuo3600ho 合格提留段：取降液管底细的流速uo/s，则：ho3600 合格 3600lwuo3600ho浮阀数及排列方式的确定边缘区宽度Wc和安定区Ws取Wc=50mmWs=75mm 开孔区面积Aa22Aa2xrxr2sin1180x r式中： xD/2(WdWs)1/2Aa21m2 rD/2Wc1/2开孔数n和开孔率取孔径d0=4mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度为=取中心距t=筛孔数n5964(个）Ad开孔率00Aat筛孔气速u0Vs/A0/(*)/s157.塔板流动性能的校核 1、塔板压力降hf的校核 精馏段d0/=4/=,查图得C0

26、=1vu0hd(m液柱) 2gL022气体通过液层阻力hl的计算hlhLua/sATuav查图得：=hlhL(hwhow)(m液柱） 液面表面张力造成的阻力损失h44103h(m液柱）气体通过每层塔板的液柱高度hP16hPhdhlh则精馏段气体通过每层塔板的压降为：PLghP539.59Pa符合要求提溜段221vu0(m液柱)hd2gL0hlhLua/sATuav查图得：=hlhL(hwhow)(m液柱 ）44103h(m液柱）hPhdhlha合要求PLghP符 2、液面落差于采用的筛板塔，液面落差很小，且本塔塔直径和液体流量均较小，所以忽略液面落差的影响。3、液沫夹带 精馏段液沫夹带量ev下

27、式计算：10ua106ev液/kg干气310HThfev不会产生过量漏液 5、溢流液泛 为了防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdHThw，对于苯氯苯物系，取精馏段HThwLshd lhwo22HdhphLhd 6不会产生液泛提溜段HThw18Ls6h dlh9wo22HdhphLhd不会产生液泛8塔板负荷性能图的绘制精馏段雾沫夹带线以ev=液/kg气为限，求VsLs的关系如下：10evHThwhowVsVs1,.35VsATuahowLhE1000lwm 0.2/3360L0shf(hwhow)1462/310ev103Vs2/32/3液泛线19HThwhphwhowhd3600L

28、show1hphchlh1uohc2gCo22/3/3VL2hchwhow2/3/3s则：hphchlh/3LsLs2hdslhwo/3/32/3/32VsLshd lhwo液相负荷上限线2以AfHTLs4s /s4Ls,maxAfHT 漏液线20塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 hp Hd ev Vs,max Vs,min kPa s m kg液/kg气 m3/s m3/s雾沫夹带线控制 液相负荷下限线控制液相负荷上限线 漏液线控制八、辅助设备工艺计算换热器的面积计算机选型设计采用强制循环式冷凝器，卧式放

29、置，采用泵向塔提供 回流液。通过计算管壳式换热器的传热面积，选一台合适的换热器。 有关冷凝器的选型计算：冷凝器的热负荷QVr310/3600若用温度为30C的水做冷却剂，传热系数为3344Jm2hC 料液温度C80C冷却水30C45C 换热器采用逆流操作，物料走管程，冷却水走壳程平均温度差tm(T1t2)(T2t1)(8145)(8030)CT1t28145lnln8030T2t1取传热系数K250w(m2k)估算传热面积：Ap1000tm250各种接管管径的计算机选型接管直径各接管直径流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：26d式中：VS流体体积流量，m3/ s；u流体流速，m/ s；d管

30、子直径，m。 1.塔顶蒸气出口管径DV蒸气出口管中的允许气速UV应不产生过大的压降.操作压力 常压 1400-6000Pa 6000Pa 蒸汽速度/m/s 1220 3050 5070 2.回流液管径DR 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为/s，速度 太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取/s。3进料管径dF 料液高位槽进塔时，料液流速取/s。泵输送时，流速取为 m/s。 4.釜液排除管径dW 釜液流出的速度一般取/s。 进料管选用泵进料，取输送速度为uf则：dF4FMFuFLF,m42u经圆整选取热轧无缝钢管，规格685mm 实际管内流速实际管内流速u回流液管利用

31、低压泵回流，取回流速度uL则：4*36004经圆整选取热轧无缝钢管，规格502mm 塔顶上升蒸汽管取uD30ms则：dD4经圆整选取热轧无缝钢管，规格250 釜液出料管 取uW则：dW4*27经圆整选取热轧无缝钢管，规格502mm泵的扬程计算机选型选传热管规格为252mm，管长l3m，管内流速u，计算单程管数n：nLs4内4364根1 l33642程数Np计算：Ld外n选型：AEMI九、塔设备的结构设计塔顶空间塔顶空间是指塔内最上层的一块塔板到塔顶封头的直线距离，通常取HD=HT。取除沫器到第一块塔板的距离为600mm。则塔顶空间为：HD塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底的间距。依停留时间的1015min确定塔底储液空间，塔底液面至最下层塔板之间保留12m，以保证塔底液料不至于流空。塔的底部空间HB是只塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：人孔和手孔本塔共26块塔板，塔径D=1000mm，板间距HT=450mm。可在塔底裙座处和从塔顶往下数第九块板处开一人孔，开人孔处塔板间距取600mm。塔总高H2LS1060 取HB128H60mm15m 不包括底座高度，底座高4m十、专心-专注-专业