化工原理课程设计精馏塔设计

-1--2-苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计绪论1、设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。2、工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。流程示意图:冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔-3-↑回流↓再沸器←~塔底产品冷却器→氯苯的储罐→氯苯3、设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。-4-第一章设计任务1、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，塔顶馏出液中含苯97%。原料液中含苯为62%,塔底产品2％,生产能力65000t/y（以上均为质量%）。2、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.单板压降不大于0.7kPa；3、塔板类型筛板。4、工作日每年330天，每天24小时连续运行。5、厂址厂址为湖北地区。6、设计内容(1)精馏塔的物料衡算；(2)塔板数的确定；(3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5)塔板主要工艺尺寸的计算；(6)塔板的流体力学验算；(7)塔板负荷性能图；(8)精馏塔接管尺寸计算；(9)绘制生产工艺流程图；-5-(10)绘制精馏塔设计条件图；(11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。7、设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，（℃）8090100110120130131.8ip×0.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。第二章全塔的物料衡算1、料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和112.5kg/kmol。7015.05.112/38.011.78/62.011.78/62.0Fx979.05.112/03.011.78/97.011.78/97.0Dx0286.061.112/98.011.78/02.011.78/02.0Wx2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF＝78.11×0.7015＋(1－0.7015)×112.5＝88.38kg/kmolkg/kmol83.785.112979.01979.011.78DMkg/kmol52.1115.1120286.010286.011.78WM3、料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：F'＝65000t/y＝8210kg/h，全塔物料衡算：塔顶产品：F=8210/88.38=92.89kmol/h总物料守衡算：F＝D＋W有0.7015F＝0.979D＋0.0286W-6-代入数值：F＝92.89kg/hD＝65.77kg/hW＝27.12kg/h第三章塔板数的确定1、相平衡图苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取TN，步骤如下：○1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx~依据BABtppppx/，tApxpy/，将所得计算结果列表如下：表3-1相关数据计算温度，（℃）8090100110120130131.8ip苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对yx~平衡关系的影响完全可以忽略。由相平衡数据绘出yx~图，如图：-7-图1○2.确定最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在上图中对角线上，自点e（0.7015,0.7015）作垂线ef即为进料线（q线）。该线与平衡线的交点坐标为（xq,yq）,即（0.7015,0.9199）故最小回流比为271.07015.09199.09199.0979.0minqqqDxyyxR考虑到精馏段的操作线离平衡线比较近，故实际操作的回流比为最小回流比的2倍。即R=2Rmin=2×0.271=0.5422、求精馏段的气液相负荷精馏段液体流量：L=RD=0.542×65.77=35.65kmol/h精馏段气体流量：V=(R+1)D=(0.542+1)×65.77=101.42kmol/h提留段液体流量：L′=L+qF=35.65+92.89=128.54kmol/h提留段气体流量：V′=V=101.42kmol/h3、求理论塔板数精馏段操作线：635.0351.011xRxxRRyD提馏段操作线：00765.0267.1xxVWxVLyw做理论塔板数的图解得：NT=8(包括再沸器)，精馏段NT1=2块，NT2=6块，第三块为加料板位置。-8-图24、取全塔效率ET=48％实际塔板数pN（近似取两段效率相同）精馏段：2.448.0/21pN块，取51pN块提馏段：5.1248.0/62pN块，取132pN块总塔板数1821pppNNN块。第四章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1．操作压力的计算塔顶操作压力kPaPD3.10653.101每层塔板压降kPa7.0P进料板压力kPaPF8.10957.03.106精馏段平均压力kPaPm5.1082/)8.1093.106(1塔底操作压力kPaPD9.118187.03.106提馏段平均压力kPaPm35.1142/)9.1188.109(2-9-2、操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：①假设塔顶的泡点温度C84ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯a114.1054kP2.05715.2738499.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯22.7648kPa1.35715.27384515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得DABABxxppyppppx979.03.105904.01054.114904.07648.221054.1147648.22433.101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C84oDt②假设塔顶的进料板温度C46.09ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯kPa137.931397.215.27346.0999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa628.821.457815.27346.09515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得7015.0628.2893.731628.283.105oooBABppppx假设正确，故进料板温度为C46.09oFt③假设塔底的泡点温度C0.1913ot，则纯组分的饱和蒸气压为-10-对苯kPa3181.3805801.215.27319.13099.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa193.979876.115.27319.13021.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得0268.0193.97-380.318193.973.105oooBABppppx假设正确，故塔顶温度为C19.130oWt精馏段平均温度C23.872/)46.0984(o1mt提馏段平均温度C110.3252/)19.13046.09(o2mt全塔平均温度C095.1072/)19.13084(omt3、黏度的计算在905.107mt℃时，查得smPa4081.20苯，smPa6581.20氯苯则，26581.0)7015.01(24081.07015.0iLiLxsmPa2483.04、相对挥发度的计算塔顶：01.522.7684114.1054ooBADpp塔底：91.397.193380.318ooBAwpp全塔平均相对挥发度：-11-426.491.301.5wD根据奥康奈尔关联法，48.0)2483.0426.4(49.0)(49.0245.0245.0LTE故假设成立，总板效率ET=0.485、平均摩尔质量的计算塔顶：由979.01Dxy，查平衡曲线得9055.01xkmol/kg37.8161.112)9055.01(11.789055.0kmol/kg83.7861.112)979.01(11.78979.0LDmVDmMM进料板：由图理论板得8815.0Fy，查平衡曲线得6093.0Fxkmol/kg59.1961.112)6093.01(11.786093.0kmol/82.20kg61.112)8815.01(11.788815.0LFmVFmMM塔底：由图理论板得2680.0ny，查平衡曲线得5700.0nxkmol/kg14.11261.112)7500.01(11.780057.0kmol/kg62.11161.112)0286.01(11.780286.0LWmVWmMM精馏段平均摩尔质量kmol/kg48.862/)59.9137.81(kmol/kg52.802/)20.8283.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量kmol/kg1022/)41.11259.91(kmol/kg91.962/)62.11120.82(22LmVmMM6、平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段31111m/kg904.2)15.27323.87(314.852.8005.108mVmmVmRTMp-12-提馏段32222m/kg48.3)15.27323.17(314.891.9635.114mVmmVmRTMp（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C84oDt时，333m/kg841.81588.1034/021.01576.812/979.01m/kg88.10348410657.14.1124m/kg1576.812841886.1912LDmBA