《板式精馏塔设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《板式精馏塔设计.docx（87页珍藏版）》请在课桌文档上搜索。
1、苯-氯苯分离精微塔设计WOrd文档可自由更制编辑苯一氯苯分离精储塔设计目录第一氯苯分离精储塔设计设计任务1.1m设计11目1.1 2设计任务及操作条件.设计工艺计算2设计方案确实定、操件压力、进料情况、23加热方式、艺4冷却方式、3誓储塔髀麟脾衡算.31原料液及塔顶，塔底产品摩尔分率、32原料及塔顶、塔底产品平均摩尔质量33物*4W算、4塔板数确实定.41理论板层数NT求取.实际板层数求取.5精镭塔工艺条件及关于物性数据计算.操件压力计算操作温度计算53平均厚尔质量计算.54平均密度计算5.4三气相半均密度计算.5.4.2液相平均密度计算.55液体平均表面张力计算、56液体平均粘度计算.6精微
2、塔塔体工艺尺寸计算、塔径计算.6.1.1精微段塔径.6.1.2提储段塔径.62精幅有效高度计算、6.3精微塔实际高度计算、7塔板主要工艺尺寸计算.溢流装置计算7.1.1精播段溢流装置计算.7.1.2提微段溢流装置计算.17171820段塔板布布提楣段塔板布置编黄置、7.2.7.2.28筛板流体力学81塔板压降k20精三三2。-1.2提储段塔板压降21液面落差22液沫夹带223.1精饰段液沫夹带22.3.2提储段液沫夹带22漏液23.4.1精储段漏液2314.2提储段漏液23j液泛24.5.1精饱段液泛2452提微段液泛24攵荷性能图25精铺段塔板负荷性能图25.1.1液沫夹带线25.1.2液泛
3、线25.1.3漏液线27.1.4液相负荷下限线27.1.5液相负荷上限线28?樨提储段塔板负荷性能图29C2.1液沫夹带线29.2.2液泛线29.23漏液线30.2.4液相负荷下限线31.2.5液相负荷上限线31磕板塔的工艺设计计算结果总表33勺选型34干顶冷凝器的选择34*35&2液面落差、&3液沫夹带8.3.284漏液.&4.18.4.2&5液泛一&5.18.5.29塔板负荷性能图、91精微段塔板负荷性能图9.139.1.29.139.1.49.2.19.2.29.239.2.49.2.510其余设备选型、11基顶冷凝器选择总结感想.、符号说明、Wd设计任务书Ill设计题目苯一韩连续精储塔
4、设计112设计任务及操作条件上进精i留塔原料液含苯40%（质量%,下同美其余为氯苯，艺产品含苯不低于95%,釜液苯含量不高于2%o3生产能力为万吨/年，原料液，每年工作日为30D大。4-操作条件；（1）塔顶压强4kPa（表压）；O）进料热状态自选；（4加热蒸汽低压蒸汽，巧单板压降（0.7kPart设计工艺计算2设计方案确实定2 .1操作压力此次设计为通常物料所以，采取常压操作,2.2 进料情况进料状态有五和过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气：但在实际操作中通常将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这么塔操作比较轻易控制。不受季节气斛影响，另外泡点进料精馈段与提i留段塔径相同，在设计和制
5、造上也叫方便。此次设计采取泡点进料。2.3 加热方式蒸播釜加热方式通常采取间接加熟方式。2.4 冷却方式塔顶冷却方式通常水冷却，应尽可能使用循环水。2热能利用蒸储过程特征是重复进行气化和冷凝。所以，热效率很低,可采取一些改进方法来提升热效率。所以，依照上叙设计方案讨论及设计任务书要求，本设计采取常压操作，泡点进料，司接蒸汽加热以及水冷冷却方式，适当考虑热能利用。本设计任务为分离苯一氯苯合物。对于二元混合物分离，应采取连续精储方法，设计中采取泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送人精憎塔内。塔顶上升器采取全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送人储过。该物系属于易分离物系，最小
6、回流比较小，散操作回流比取最小回流比14倍。塔釜部分采取间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储过。工艺流程图见附图。直阅关于资料得知苯和氯苯一些性质以下；米和氯苯物理性质见下表1表1苯和氮苯物型性质组分分了式相对分子质量电点临界斛度临压力7&1180328&56833.4CkH5CI112.56131.8359.2452D3精储塔物料衡算3 .1原料液及塔顶、塔底产品摩尔分率苯摩尔质量MA=78.1Ikg/kmol氯苯摩尔质量MB:112丐6kgkmolft478.1ilXr=0.490o.4/78.11+0.6菖1去56095778J1=0.965O.95/78.11+005/112156O.
7、02J7&11=0围29O.02/78.11+住98IHl之563.2原料及塔顶、塔底产品平均摩尔质量Mf:O.4907&11+00.49011256:95.6:g/nolM:0.965X78.11+(10.96匀X1范256:79.32kgkmolM-0.0297811+(10029)11256:111.5g/Ianol3 .3物*摘算4 飞66、67原料处理量=43巧5hlh95.68唯二+孽总物料衡算4355:+呱嘱Xf=q、+4w需苯物料衡算43,5X0.4900.96,q心+0.02V21.45knO盯h联立可得:22J0101101/h4塔板数确实定4.1 理论板层数NT求取由手册
8、查得苯一氯苯物系气液平衡数据，绘制Xy图，见表2表2苯一氯苯物系气液平衡数据T/OC8090100110120130131-8PA/kPa101013&66180.0234.6003378.65386币5P?/kPa1生66273339.48533370295.8610133x=-p：-P旷PB1.0040.6770440*0265Oj2500190X1.001住913078206130369007205.137500455943994J13395081b图1苯一氯相平衡曲线图图2苯一氯双组分溶液温度-组成图该物系平均和对挥发度为；O1.=5.137乂5x4.559x4399X4113乂3.9
9、50乂3,816=4,4)求最小回流比及操作回流比axrA=XfM=-z因为泡点进料(=)得1+(-l)xf=0-809由a_Xd%1.+1Xa-Xe可得il=八-g=0)4548自8AUn-y.-0.809-0.490=0489取操作回流比为R=14=1.40489=0.685求精憎塔气、液相负荷；q=0.685X21.45=14.69k01/11(Inv=(R十1)q(685十1)乂21.45=36.14koml/hqae=qn1.+qrF=14.69十43.55=58.24kn01/hqnv=(Inv=3614komlh求操作线方程wnrd编辑精微E殳操作线方程为(IA1.gy=x+xa
10、=0.401+0.573qnvqnv提镯段操作线方程为y,-x一Clawx,v61，-O.018(InVqnv求相平衡方程XYY4.400士士Oy仅一(a-Dy逐板法求理论板层数，结果见表雪表3理论板计算结果O.9b5m7800-139O.8b20.4460-035O.924m700Yao0-039o.73403470-009o.872040Yllo.607。卫11o.8200322Yo.5D9m097X解得所要总理论板层数NT:10块(含塔釜进料板位置Nf=54.2实际板层数求取山图1温度一组成图查出(可依据操作压力，山泡点方程，安托因方程过试差计算。本设计直接查温度一组成图，其结果误差不人
11、。）=81.230Ct二飞008OCOCt1309081.23+13090山上可知塔顶、塔底平均斛度tm=106.OTC2且对应X=O.330查化学化工物性数据手册得=0.24&nPaS:0.348nPaswd所以:0330x0243十00.33OX0348=0、31nPa.s=住45=459b由：0河9埔尸245求得Eo:0.49(4.400x031匀再山N=iI得oj5:I1.l12块（不含塔釜O.45精锚段实际板层敖N_提镯段实际板层数N5精储塔工艺条件及关于物性数据计算5 .1操作压力计算塔顶操作压力P=103+4=105卫a每层塔板压降：0.7胛a进料板压力PE:1053+0.79=
12、111.6kPa塔底压力PW-116+0712:Ima105.3十111.6精一段平均压力P=IS08.45a111.6+120.O提储段平均压力P=I5.8k尹a25.1 操作温度计算山图1斛度一名且成图查出t=81.23oCtf=10038oC=130.90C81.23十100m8精t留段平均温度t=90、71OC100.18十130.90提储段平均温度t温=：=115巧4。C25.2 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算二一096六代入平衡曲线方程，得、：0.862M羞w：0.9657&11+0.03511256:79.3g/IanolM翻血:86278班+(10.8611256:82.
13、8g/Ianol进料板平均摩尔质量计算山逐板法计算结果见表扪可知xr:0.446=0.78DM0W8078ill+(l-0.7801125685.69kgkmoM:0.4467&Il+0-0.44H256:96.20kg/nol塔底平均摩尔质量计算山逐板法计算经果见表可知X=0.009y-0.039M-O围39X7&11+00.039X112巧一111.22kg/noM:00978J1+0000Il之56:11之2,kgkmol精福段平均厚尔质量7932+85.69:82巧腴g/Ianol82.86十96.20Ml-ntCFiS)=:895gtg/Ianol2提储段平均厚尔质量85.69+11
14、1.22M:9&46kg/IaOl296卫0+11之2,M:104.2:(1奴g/kmol25.3 平均密度计算541气相平均密度计算山理想气体状态方程计算，SPMywW)10X45x82.51内亚Rqw8314x(27115+90.71)一=.-My根)=115.8x98.46RR穗8.314x(2715+115.54)2.96kg/m三54.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即%l=Wc月塔顶液和平均密度计算14*td:81.23C,三化学化工物生数据手踢得PA=813g/mPB:10Og/m,所以1P脯性一8226kg/m3(0.95/8160.05/10406)进料板液相平均密
15、度计算由t100180C,查化学化工物性数据手耐U得3PA7924kg/mPB-10187kg/m进料板液相质量分率=035吕044678.11+0T主44.11之5613Prnu92还2kg/m(0358/792.4+0.巧42/10187)塔底液和平均密度计算由t=1309OOC,查化学化工物性数据手城得3px=755.4kgm/B=983.6kgm13:9777kg/m.02/755.4十0.98/98J6)精储段液相平均密度为=M).6+924.22提福段液相平均密度为924.2+977、73:87341Im:951.0地/ms25.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式,即塔顶
16、液和平均表面张力计算Ititd:81.23,查化学化工物数据手册得o:21.12mNmzUB:23.6力/mO=0962132035262=21.21m/进料板液相平均表面张力计算由t-100180Cz查化学化工物性数据手附得18.84mN)n21.56mNfmo,-0.4461&84+00.44021.562035mNm塔底液和平均表面张力计算由t=1309俨C,查化学化工物性数据手册得o:15.2虫nN/1W00:18.2nN/m0=00915230.9911&28=18.25mN/m精憎段液相平均表面张力为21.21+20.3z=20.78n於寸/m2提储段液相平均表面张力为20.35+
17、18.25=19.30n寸Im25.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即塔顶液和平均粘度计算Ititd:81.23,查化学化工物数据手得):030nPa飞，：042,nPa.S)m=0.965风0.305十035X0.425=0310IPas进料板液相平均粘度计算rt=oocc,查化学化工物性数据手册得声、:m4460、254+O.554O362:031nPa.s塔底液和平均粘度计算由t。：13090oC,查化学化工物性数据手眉得=0.19&nPas,zb=0.292mPas“1.wm=0090.198+0.9910.=11nNP精微段液相平均表面张力为0310+0.314=0.32n
18、a.S2提储段液相平均表面张力为0314+0.291=0303nas6精储塔塔体工艺尺寸计算61.1精储段塔径精憎段气、液相体积流率为36OqPVnI精,1IE,14.69x89.53诅37s，一八c.CrOa-一:qM湖36过4x851一伍283600x2.96:00041.h/S3600pu!C精=C脂，W1.lJuVPV式中C山C-U计算，其中C川山图3筛板塔泛点关联图杳一q”阳盟5脩）P（精）0-00042873.4图横坐标F1.V住2802、96鳖=0.0257喜喜制I-O000过O酢I”丽i-00过生i欷ii0l三Ul就i到0祉即河到别概鼎OOOi踝Mll辅口0伍希o.who(初选
19、板间距HT:040m取板上液层高度h1.:0.0&n,故HT-:O.40O.06=住34m直关联图得，Cm20.78C:CT207362061m/s取安全系数为O.7,则空塔气速为u=OOu=001.261=O.88&n,S=4%)_/4x0.280所以，*M加Vt0.883=0.631塔径圆整为07m塔截面积为Ar=-D-=0.7=O.385m实际空塔气r,gWi)028U“=A两=0.727m/s61.2提微段塔径提憎段气液4vMvn提36.14x98.46q,1i)=(3603%(也36003.5358.24x10423Cb=3600x951=0.28sO.0017in/s_c底内=C。
20、1.lluNpV,式中C山20UoJ计算,其中GO由图3筛板塔泛点关联图查F=0.1039初选板间距HT=O40m取板上液层高度=O.O&n，故嶙一:0.40-0.06=住34m关联图，得C=O.0661930C:=O73二0、0655951-3.53l,三x=O.0653.53=1.074ms取安全系数为住7,则空塔气速为U=O7U=07I.074=O-75in/s=4%,-80风=0.6011所以，DM加152塔径圆整为0.7m塔截面积为D1.X0.7=0.38zm44实际空塔气速为11_皿)_8ft_)_Ar_0.385=0.7271ns6.2精微塔有效高度计算精憎段有效高度为z精=(N
21、(1)HT(9.1)0.43.2m提储段有效高度为Z:(NHT:(121)XO.4:4.4m在进料板上方、塔下部各开一人孔，其高度为7n则，有效塔高Z+Z+0.72-9m6.3精微塔实际高度计算塔底空间取储存液量停留停留5mn3QnW:221OkmOIh,pg:10187kg/mq骨氐，X100似M甘22、1011256XtX5=0巧3mPB601018760住385I-IB12m,故411-1B-Im塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶间距。为利于出塔气体夹带液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（上12.0HJ故取HD-Im取进料板板间距为O6m,人孔处板间距为O.7m,塔
22、底空间高度为1.om,塔顶空间高度为1.0m,封头高度为住6m,裙座高度为2.0m,则全塔高为Z(N-NF-NP-I)HT+NFHF+NpHp+HD十HB+HI十H?1)X住4十0.6十2x00十1十1十0.6十2:1力n7塔板主要工艺尺寸计算7.1溢流装置计算依照塔径D=O7m和液体流量，可选取单溢流弓形降液管、平行受液盘及平顶溢流堰。各项计算以下:71.1精储段5益流装置计算堰长取：0.7D:0.7X00:0.4n出0堰高山辱：一1辱。并山于选取平顶溢流堰，即2.84Cl1.S锄3E=1.则/、7/32.84,0.00042x36Ody11000I0.49)1000近似取=0006n取板上
23、清液层高度：n皿故Ti060.0060.0甭n弓形降液管宽度Wd和截面积Af由殳=07D查图4弓形降液管宽度与面积关系图得K$*91./Um02图4弓形降液管宽度与面积关系图得：O.09q=O152D2八-O-0940、O.0940O.3850.036)n、Md-0352D-03,20.7-0.10n为使液体中夹带气泡得以分离，液体在降液管内应有足够停国时、事有实践经验可知，液体在降液管内停留时间不应小于3s,验算降液管内液体停留时间工AfH0.0362x0.400004234.6s5s故降液管设计合理降液管底隙高度降液管底隙高度一取可一0.0s通常为uO.07、0.25ms)0)042则1=
24、二一二0。Clm0.490.08I-I与：0围540.011:0.04南10围06n故降液管底隙高度设计合理71.2提储段：益流装置计算堰长取：0.7D=0.700=0.4n出0堰高山辱：一1辱。并山于选取平顶溢流堰，即5浅E(产避似取E=1.则12.84,(OoOI77x3600、how=1C1000I0.49J=001611取板上清液层高度h1.=60mm故:O.06O.016:O围4n弓形降液管宽度d和截面积*=0.7D查图4弓形降液管宽度与面积关系图得得二0.094Q=ml52D2Af:0.0940”、：0.09400.385:0.036山W=0352D=03520.7=03Odn为使
25、液体中夹带气泡得以分离，液体在降液管内应有是够停留时间。有实践经验可知，液体在降液管内停留时间不应小于3忤s,验算降液管内液体停留时间AfHTOoC31520.4tl,.(is=&2s5s00177故降液管设计合理降液管底隙高度Cl1.SIJo降液管底隙高度一取可：0.2/s通常为u:0.07、0.25ms)。还177则1七=一，=0.018mO.490.201:0.0440.018:住026n0.00故降液管底隙高度设计合理7.2塔板布置721精微段塔板布置塔板分块中于D八江XO.3152.7J.315-0.179tHsinIRO2故一二0.21in筛孔计算及其排列因本设计所处理物系有腐蚀性
26、，敖取一4nun碳钢板，取筛孔直径d。=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=2.8d0:285:1nm塔板上筛孔数目n为1.155X1.1550.2131256个t0.0142开孔率为/0.005Y=0.90=0.90100I4)=11巧裔t在8%-12%范围内,故开孔率符合要求：气体经过筛孔气速为_,5(_0.280U1.Al0.1157x0.l1=113巧m/s722提微段塔板布置塔板分块山于D1256个t.014开孔率为2/0.005丫10.014/=0.90=0.90=II巧阖在一12%范围内,故开孔率符合要求。气体经过筛孔气速为ii_r,5C提_0.280Uq=A)0.115
27、7x0.213Il361n8筛板流体力学验算81.1精微段塔板压降己知板压降等于干板压降，液层阻力与液体表面张力阻力之和，即h/:十十ho2干板压降ha2g(ccJIJ=_=12,查图5干筛孔流量系数图，得%。:0.79图5干筛孔流量系数1(11.3672.962gI0.79)(8734。囤3n液液层压降hi%：+皤刁O.28D有效流通面积所计气速二0.89n/s,一2八0-385200362气相动能因子Fa:丐能：0.896X2.96:1.5配g5/(sm)查图6充气系数关联冬，得：0.60】.62.02.12.颦憎6充气系数夫璇图故=Si+=060X(0054+0仙=0036ml液柱液体表
28、面张力阻力h4t_4x20.78x103r=_r_=o.ooi豌液柱Puugdo873.4X9.81X0.005所以f=+ho=0.0357+0.0360+0.0019=0.073f反n夜才主气体通逢每戾塔板庄降内APP=hrMg-0.0736X87J49.81=632P秘:0.896x3.53:1.6g底Sm)查图6,得一0565故1二夕(%，+Ib1.)0巧65X(0.044+010O.0340n)夜+主液体表面张力阻力h0-3401.4193010一1.一W*4kW“丁虱二951x981x0.005-0.OOl丽液柱所以hf:婚十1为十1盯：0.0391十0.0340十0.0017:00
29、748夜+主气体经过每层塔板压降为AP:0、074951x9.81:699Pa:0-79（0056十0.13X0.06-0001实际2-96孔速=实际孔速=11-3口ls648s11-3u11361zIli/稳定系数为k=_二1.755sH6.481647/故本设计中无显著漏液84）提憎段漏液S对于筛板塔,液点气速可由下式计算,即UaV=4.4CJ（OoO5-01皿-%）立Pv1136稳定系数为k=一-一=1.84=648ns1.5n6171故本设计中无显著漏液。=6.1word编辑7三18.5液泛8,51精储段液泛为预防塔内发生液泛,降液管内液层高应服从下式,即HdOll故H=O-0733十
30、仕06十0-0009=13411夜I主SO.221n夜主本设计不会发生液泛败!象。8z5.2提储段液泛为预防塔内发生液泛,降液管内液层高应服从下式,即Hd23-0.0019,PlIl1000IW_IPv:4.4%整理得AAO3.163+41171:3r10.0056+0.130054十马巴（吧y）2,310000.49-0.0019ll2.96一4S-7CSI1匚3在操作范围内，任取几个，值，山上式算出5,计算结果见下表6。表6cl/m/s0.00030.0006住00120m0180.0024住0030m036o.1676o.1700住1737o.1767o.1794o.18401818山上
31、表数据即可作出濯液线3。914液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度1:0、006n作为最小液体负荷标准。由下式得3把E(异100OIW03当E-I时，则0.006x1000、2.843/20.49丽=0004hl/s据此可作出与气体流量无关垂直液相负荷下限线49液相负荷上限线以T=4作为液体在降液管停留时间下限，山下式iIJ得AfHTAfHT伍0362-0H(I1.O000362n3/s4据此可作出与气体流量无关垂直液相负荷上限线5。依照以上各线方程，可作出筛板塔精储段负荷性能图，以下列图7所表示图7在负荷l能图上，作出操作点众，连接OA,即作出操作线。甬图7可看出，该筛板操作上限为液沫夹带控制，下限为液相负荷下限线控制由上图7可蛰得=0.481m/s0.26n3/s故操作弹性为qv.3_例爬1_681.799.2提微段塔板负荷性能图921液沫夹带线以一Omkg液/kg气为限，求一瞰,关系以下；rh5.7xlOUa由5(提，IHT-2.g(%+hcw)0.1其中埒一0.0442.84,600Xq1.XlX100010.49*I1.、Ar-2Af0.385-2XoA舱2):3.195.7106(3.19+丫一-193010-31=阳T+(0-P-l)hW
