分离苯氯苯混合液的浮阀塔设计化工原理课程设计.doc

12级化学工程与工艺专业 化工原理课程设计说明书衢 州 学 院化工原理课程设计课题名称 分离苯氯苯混合液的浮阀塔设计班 级 12化工本2班 姓 名 指导教师 姚 方 时 间 衢州学院化工原理课程设计任务书一 设计课题苯氯苯双组分混合液连续精馏二 设计原始数据：1. 原料液处理量： 50000 吨/年2. 原料液含苯： 40 （质量分率）3. 塔釜馏出液中含苯 99 （质量分率）4. 塔顶馏出液中含苯 1.5 （质量分率）三 传质设备型式：板式塔或填料塔四 厂址：自选五 设计要求：1. 设计工艺方案的选定及论证2. 精馏装置的物料衡算3. 精馏装置的能量衡算4. 塔结构主要工艺尺寸的设计5. 附属设备的选型设计及主要管线计算6. 编写设计说明书和设计计算书7. 绘制带控制点的工艺流程图、塔板板面结构布置简图六 设计时间：2015年1月19日2015年1月31日七 指导教师：姚方八 设计者姓名 班级 衢州学院化工原理课程设计任务书九 设计课题苯氯苯双组分混合液连续精馏十 设计原始数据：5. 原料液处理量： 50000 吨/年6. 原料液含苯： 40 （质量分率）7. 塔釜馏出液中含苯 99 （质量分率）8. 塔顶馏出液中含苯 1.5 （质量分率）十一 传质设备型式：板式塔或填料塔十二 厂址：自选十三 设计要求：8. 设计工艺方案的选定及论证9. 精馏装置的物料衡算10. 精馏装置的能量衡算11. 塔结构主要工艺尺寸的设计12. 附属设备的选型设计及主要管线计算13. 编写设计说明书和设计计算书14. 绘制带控制点的工艺流程图、塔板板面结构布置简图十四 设计时间：2015年1月19日2015年1月31日十五 指导教师：姚方十六 设计者姓名 班级 第 页二原料及产品物性参数1.组分的饱和蒸汽压（mmhg）温度 / 80859095100105108110苯760877102511701350153516601760氯苯148173205246293342376400温度 / 115120125128130131.8苯198122502518269929001350氯苯4665436246797602932.组分的液相密度（kg/m3）温度 / 80859095100105110115苯817811805799793787782775氯苯10391034102810231018101210081002温度 / 120125130苯770764757氯苯997991985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 氯苯 式中的t为温度，。3.组分的表面张力（mn/m）温度 / 8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为a、b组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3103kj/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：（氯苯的临界温度：）三精馏方案的说明论证1.精馏方案选定1.1蒸馏方式的选定当混合物各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。本次方案要求设计苯-氯苯双组份溶液分离连续操作。苯-氯苯两组分挥发度相差较大，但本工艺有很高的组分分离要求，故必须连续精馏。1.2操作压力的选定本方案中两组分苯沸点为80.10（101.33kpa），氯苯沸点为131.8（101.33kpa）。通常，对常压下沸点在室温至150左右混合液，宜采用常压精馏。且常压下对设备要求较低，便于维护，经济。1.3塔型的选定塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但其生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底，有生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高等优点。而且浮阀塔应用广泛，其本身构造特点会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。因此，本次设计方案选用浮阀式板式精馏塔。1.4加料方式的确定设计中考虑到实际生产中，可能发生泵故障，停电等突发事故，故采用将原料通过原料输送泵送至高位槽，在加入到精馏塔中能有在上述事故出现，保证精馏塔一段时间内进料仍保持稳定，也能保证正常单元操作原料进料流量的稳定。（即平稳操作）加料方式流程：原料储槽原料输送泵高位槽精馏塔1.5进料状态的确定由精馏方案两条主要原则：1.考虑经济合理性，2.考虑工艺要求和平稳操作问题。已知在冷料进料时，塔板数量接近理论板层数，塔板费用较低，即但对反应设备再沸器和冷凝器热负荷有很高要求，其费用显著升高，使得总费用较高。而总费用呈倒抛物型，因而选择在泡点进料，即q=1，此时塔板费用和再沸器，冷凝器费用均较低。并且将冷料预热至泡点温度再送入塔内，则不仅可以避免季节气温变化的影响，使塔较易控制，而且也为精馏、提馏两段采用相同塔径提供方便。2.流程简述精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵将原料从储槽送至高位槽，苯、氯苯混合原料液从高位槽经位差经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。表 苯-氯苯的相平衡数据温度 / 8090100110120130131.8kpa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710四.全塔的物料衡算f：原料液流量 (kmol/h) ：原料组成(kmol%)d：塔顶产品流量(kmol/h) ：塔顶组成(kmol%)w：塔底残液流量(kmol/h) ：塔底组成(kmol%)料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78g/mol和112.5g/mol。 平均摩尔质量料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天。一天以24小时计，有 常压下苯-氯苯气、液平衡组成与温度关系温度 / 8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710（1） 温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 （2） 密度 已知：混合液密度：（a为质量分率，为平均相对分子质量），不同温度下苯和氯苯密度见表。 混合液密度： 2.1精馏段： 液相组成： 气相组成：所以 2.2提馏段： 液相组成： 气相组成： 所以 求得在和温度下苯和氯苯的密度。 同理可得： ， 在精馏段，液相密度： 气相密度： 在提馏段，液相密度： 气相密度： （3）混合液体表面张力 不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。 精馏段 苯的表面张力： 氯苯的表面张力； 提馏段 苯的表面张力； 氯苯的表面张力： （4）混合物的黏度 查化工数据物性手册p274页可得 ， ， 精馏段黏度： 提馏段黏度： （5）相对挥发度 精馏段挥发度：由得 所以 相对挥发度 提馏段挥发度：由得 所以 相对挥发度 （6）最小回流比及实际回流比计算 在图上，因，查得，而， 故有： 吉利兰图法 根据，在化工原理手册p33参照吉利兰图，查得数据列表如下回流比1.1rmin1.2rmin1.3rmin1.4rmin1.5rmin2rmin3rmin4rminr0.6050.6600.7150.7700.8251.1001.6502.200x0.0340.0660.0960.1240.1510.2620.4150.587y0.620.570.520.500.490.400.300.22n值16.1314.0212.3511.7811.519.487.846.83此时作r-n关系图如下：精馏段板层数计算： n=3.28块理论板层数计算： n=9.58块（7）实际塔板数1.全塔效率选用奥康奈尔法，即公式计算，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。全塔的平均温度为（取塔顶底的算术平均值）。在此平均温度下查化工原理附录11得：，。精馏段平均温度，2.实际塔板数精馏段：块，取块总板数：块，取块所以加料板位置在第11块板。（8）气液相体积流量计算精馏段： 已知： 则有质量流量： 体积流量： 提馏段： 因本设计为饱和液体进料，所以。 已知： 则有质量流量： 体积流量：五塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 5.1塔径的计算 精馏段： 由，式中c可由史密斯关联图查出p161页： 横坐标数值： 初取板间距：通常板间距取，则取，板上液层高度， 则 图3-2 史密斯关联图 查史密斯关联图可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整为1.50m 横截面积：实际空塔气速：提馏段： 横坐标数值： 取板间距，则有 查图可知, 根据标准塔径圆整为1.50m。横截面积： 空塔气速： 5.2 溢流装置 （1）堰长当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。（单溢流塔径2.2m以下） 取 （2）出口堰高 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 堰上液高度按公式 近似取 精馏段： 提馏段：（3）弓形降液管的宽度和横截面积 图3-3 由 查上图得， 则： 验算降液管内停留时间： 精馏段： 提馏段： 停留时间，所以降液管可使用。（4）降液管底隙高度 精馏段： 取降液管底隙的流速，一般可取，则有 取 提馏段： 取降液管底隙的流速，则有 取 因为不小于20mm，故满足要求。5.3 塔板布置及浮阀数目与排列 （1） 塔板分布本塔塔径为，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。查下表得。塔板为4块。 表3-5 不同塔径的分块式塔板数塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456 （2） 浮阀数目与排列 精馏段：取阀孔动能因子（一般之间），则孔速为： 取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 ，所以取阀孔孔径 每层塔板上浮阀数目为： 块（采用型浮阀） 取边缘区宽度，破沫区宽度。 计算塔板上的鼓泡区面积，即： 其中 所以 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 排间距一般取 则排间距： 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小些，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图，其中， 所以作图，读图可得浮阀数为196个。精馏段： 按重新计算孔速和阀孔动能因数。 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。 塔板开孔效率 提馏段: 取阀孔动能因数，则 每层塔板上浮阀数目为：块 按，估算排间距为 取，排得阀数为196个。(同提馏段)按重新计算孔速和阀孔动能因数 阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率六精馏塔塔板的流体力学计算6.1 精馏塔塔板的压降计算 气相通过浮阀塔板的压降可根据计算 精馏段： 干板阻力： 因为，故： 板上充气液层阻力： 取 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为： 提馏段 干板阻力： 因，故： 板上充气液层阻力：取 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为： 6.2液泛 为了防止发生液泛的现象，要求控制降液管中清液的高度。 精馏段： 单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度： 取，属于不易发泡物系，已选定 则 可见，所以符合防止液泛的要求。 提馏段： 单板压降所相当的液柱高度： 液体通过液体降液管的压头损失： 板上液层高度：，则 取，则 可见，所以符合防止液泛的要求。6.3雾沫夹带 精馏段： 板上液体流经长度： 板上液流面积： 查得物性系数，泛点负荷系数 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知， 物沫夹带能够满足的要求。 提馏段: 取物性系数，泛点负荷系数图 由计算可知，符合要求。 6.4 塔板负荷性能计算 6.4.1 雾沫夹带线 由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段： 整理得：，即 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出。 提馏段： 整理得：，即 精馏段 提馏段 6.4.2 液泛线 精馏段： 整理得 提馏段： 整理得 在操作范围内任取若干个值，算出相应的值精馏段提馏段6.4.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s。 液体降液管内停留时间s 以s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： 在操作范围内任取若干个值，得与值关系。 01234精馏段 0.01140.01140.01140.01140.0114精馏段 0.01140.01140.01140.01140.01146.4.4 漏液线 对于f1型重阀 所以 精馏段: 提馏段: 在操作范围内任取若干个值，得与值关系。 0.0010.0040.0090.0140.019精馏段 0.7100.7100.7100.7100.710精馏段 0.6780.6780.6780.6780.678根据上述表格数据，分别做精馏段，提馏段塔板负荷性能图。由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点p处在适宜操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限。，气相负荷下限。 所以：精馏段操作弹性;提馏段操作弹性。浮阀塔的工艺计算结果见下表。表3-6 浮阀塔工艺计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径m1.51.5分块式塔板等腰三角形叉排，同一横排板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速m/s0.870.93堰长m0.9750.975堰高m0.01330.0416板上液层高度m0.070.07降液管底隙高度m0.02130.068浮阀数196196阀孔气速m/s6.56701浮阀动能因子10.8212孔心距m0.0750.075排间距m0.0650.065单板压降pa564.00650.00液体在降液管内停留时间s20.909.60降液管内清液层高度m0.13860.1413泛点率%47.0054.20气相负荷上限m3/s7.013.72气相负荷下限m3/s2.652.38操作弹性3.733.78七塔附件设计7.1接管7.1.1进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，t形进料管。本设计采用直管进料管，料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速，管径计算如下： 取 经圆整选取无缝钢管(gb8163-87)，规格为。7.1.2 回流管 采用直接回流管，重力回流管内液流速度,本设计取， 查表取。7.1.3塔釜出料管 釜液出料管液体适宜流速取， 取，直管出料， 查表取7.1.4 塔顶蒸气出料管 直管出气，取出口气速， 查表取。7.1.5塔釜进气管 直管进气，取气速为 查表取。7.2 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，同不同的公称直径，选用相应的法兰。（1） 进料管接管法兰：pn4 dn133 hg20594-97（2） 回流管接管法兰：pn4 dn108 hg20594-97（3） 塔釜出料管法兰：pn4 dn89 hg20594-97（4） 塔顶蒸气管法兰：pn4 dn456 hg20594-97（5） 塔釜蒸气进气法兰：pn4 dn456 hg20594-977.3 筒体与封头7.3.1筒体 计算公式 常压操作，采用双面对接焊，则，。 所以 选壁厚为8mm，材料为20r钢 4.3.2封头 封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 ，查得曲面高度，直度高度，内表面积 ，容积，选用封头， 1154。7.4 除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。 设计气速选取：，系数 通常取操作气速，所以取除沫器直径：选取不绣钢除沫器：类型：标准型，规格40-100，材料：不绣钢丝(1gr18ni9),丝网尺寸：圆丝。7.5裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好。连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座与筒体的焊接方式采用对接，要求裙座的厚度与塔体厚度相同，故裙座壁厚取8mm。基础环内径：圆整：；基础环厚度考虑到腐蚀余量取15mm;考虑到再沸器，裙座高度取3m,地角螺栓取直径m303.5。材料选q235-b。7.6吊住对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱400kg。材料为20号无缝钢管。7.7人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲难于达到要求，一般每隔块塔板才设一个人孔。本塔中共23块塔板，需设置2个人孔，在塔釜处加1人孔，所以共3个人孔。每个人孔直径为450mm。人孔处塔板距为600mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱角和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。7.8塔总体高度的设计7.8.1塔的顶部空间高度塔顶空间（见图8-1）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，取除沫器到第一块塔的距离为300mm，则塔的顶部高度为1200mm。7.8.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到封头下切线的距离，釜液停留时间取5min： 7.8.3塔体高度 八附属设备设计8.1 塔顶冷凝器的选型冷却水走管程,苯-氯苯走壳程,有利于苯-氯苯散热和冷凝.塔顶，查得该温度下氯苯的汽化潜热为， 苯的汽化潜热为 冷却水用量 取冷却水进口温度的25，出口温度为40，水的平均比热容为4.174kj/(kg)，则 总传热系数k管程为水，有机蒸汽走壳程，通常取 k=875 w/(m2） 泡点回流时的平均温差 传热面积s选列管式冷凝器，其具体参数见表。表 列管式冷凝器参数名称公称直径dn/mm管程数中心排管数管子尺寸规格 45021225mm2.5mm名称管长l/mm管程流通面积/m2计算换热面积/m2管子总数规格45000.019844.301268.2塔釜再沸器的选型蒸汽走壳程,苯-氯苯走管程,有利于苯-氯苯汽化.塔釜，查得该温度下氯苯的汽化潜热为， 苯的汽化潜热为 饱和水蒸汽用量 用0.30mpa（表压）饱和水蒸汽加热，t=143.4，则 总传热系数k壳程为水蒸汽，有机物走管程，通常取 k=1000 w/(m2） 蒸汽加热时的平均温差 传热面积s选列管式再沸器，其具体参数见表。表 列管式再沸器参数名称公称直径dn/mm管程数中心排管数管子尺寸规格 60022319mm名称管长l/mm管程流通面积/m2计算换热面积/m2管子总数规格60000.0368146.504168.3原料预热器1的选型加压热水走壳程,苯-氯苯走管程,有利于苯-氯苯加热.设由塔釜换热的热水进出预热器进口温度143.4，比热容4.289kj/(kg).出口温度40， 比热容4.195kj/(kg)设原料加热温度进口温度25,出口温度80，查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，（考虑存在热损失，即满足要求）总传热系数k壳程为热水，有机物走管程，通常取 k=400 w/(m2） 加压热水加热时的平均温差 传热面积s选浮头式预热器，其具体参数见表。表 浮头式预热器参数名称公称直径dn/mm管程数中心排管数管子尺寸规格40021125mm2.5mm名称管长l/mm管程流通面积/m2计算换热面积/m2管子总数规格45000.014832.5948.4塔釜再沸器之后的冷却器选型冷却水走管程,苯-氯苯走壳程,有利于苯-氯苯散热和降温.塔釜苯-氯苯经冷却器进口温度，出口温度40.0，查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，冷却水用量取冷却水进口温度的25，出口温度为40，水的平均比热容为4.174kj/(kg)，则 总传热系数k管程为水，有机物走壳程，通常取 k=600 w/(m2） 加压热水加热时的平均温差 传热面积s选浮头式再沸器，其具体参数见表。表 浮头式再沸器参数名称公称直径dn/mm管程数中心排管数管子尺寸规格50011425mm2.5mm名称管长l/mm管程流通面积/m2计算换热面积/m2管子总数规格45000.054660.11748.5原料预热器2的选型苯-氯苯走管程,表压100kpa蒸汽走壳程,有利于苯-氯苯加热.苯-氯苯经预热器1后的进口温度80，出口温度97.96，查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，表压100kpa蒸汽用量取表压100kpa水蒸汽，此时t=120.2，则 总传热系数k管程为水，有机物走壳程，通常取 k=860 w/(m2） 加压热水加热时的平均温差 传热面积s选列管式预热器，其具体参数见表。表 列管式预热器参数名称公称直径dn/mm管程数中心排管数管子尺寸规格40021125mm2.5mm名称管长l/mm管程流通面积/m2计算换热面积/m2管子总数规格15000.014810.3948.6塔顶冷凝器之后的冷却器选型及核算 8.6.1选型冷却水走管程,苯-氯苯走壳程,有利于苯-