化工原理课程设计苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计副本资料.docx
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化工原理课程设计苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计副本资料.docx
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化工原理课程设计苯氯苯分离精馏塔浮阀塔设计副本资料
前言
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.设计方案的特点
浮阀塔由于气液接触状态良好,雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故),塔板效率较高,生产能力较大。
浮阀塔应用广泛,对液体负荷变化敏感,不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料,浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到,便于设计和对比,而且更可靠。
浮阀塔更适合,塔径不是很大,易气泡物系,腐蚀性物系,而且适合真空操作。
3.工艺流程的确定
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F1型浮阀塔),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。
以下是浮阀精馏塔工艺简图
图1-1浮阀精馏塔工艺简图
第一章设备工艺条件的计算
1.1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(q=1),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。
1.2全塔的物料衡算
1.2.1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112.61kg/kmol。
1.2.2平均摩尔质量
kg/kmol
1.2.3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:
全塔物料衡算:
釜液处理量
总物料衡算
苯物料衡算
联立解得
1.3塔板数的确定
1.3.1理论塔板数
的求取
苯-氯苯物系属于理想物系,可采用梯级图解法(M·T法)求取
,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
依据
(1-1)
(1-2)
将所得计算结果列表如下:
表1-1相关数据计算
温度/℃
80
90
100
110
120
130
140
两相摩尔分率
相对挥发度
苯
氯苯
x
y
760
148
1
1
5.135135
1025
205
0.677
0.913
5
1350
293
0.442
0.785
4.607509
1760
400
0.265
0.614
4.4
2250
543
0.127
0.376
4.143646
2840
719
0.019
0.071
3.94993
2900
760
0
0
3.815789
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
平衡关系的影响完全可以忽略。
平均相对挥发度
,则,汽液平衡方程为:
(1-3)
1.3.2确定操作的回流比R
将表1-1中数据作图得
曲线。
图1-2苯—氯苯混合液的x—y图
在
图上,因
,查得
,而
,
。
故有:
(1-4)
考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍,即:
(1-5)
求精馏塔的汽、液相负荷
(1-6)
kg/kmol
(1-7)
kg/kmol
(1-8)
kg/kmol
1.3.3求理论塔板数
(1-9)
精馏段操作线:
(1-10)
提馏段操作线:
提馏段操作线为过
和
两点的直线。
采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线,并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。
从
开始,在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。
当梯级跨过两操作线交点
时,则改在提镏段与平衡线之间绘梯级,直至梯级的铅垂线达到或越过点
为止。
图1-3苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
按上法图解得到:
总理论板层数
块(包括再沸器)
加料板位置
1.3.4全塔效率
选用
公式计算。
该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系,式中的
为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。
查图一,由
=0.983
=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为:
=84.54℃
=138.48℃,
全塔平均温度
=(
+
)/2(1-11)
=(84.54+138.48)/2=109.5℃
根据表1-2
表1-2苯-氯苯温度粘度关系表
温度℃
20
40
60
80
100
120
140
苯粘度mPa·s
氯苯粘度mPa·s
0.737
0.850
0.559
0.683
0.381
0.515
0.308
0.428
0.255
0.363
0.215
0.312
0.184
0.274
利用差值法求得:
,
。
(1-12)
mPas
(1-13)
1.3.5实际塔板数
(近似取两段效率相同)
精馏段:
块,取
块
提馏段:
块,取
块
总塔板数
(1-14)
1.4操作工艺条件及相关物性数据的计算
1.4.1平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶:
加料板:
塔底:
精馏段平均压强
提镏段平均压强
1.4.2平均温度
利用表1-1数据,由拉格朗日差值法可得
塔顶温度
加料板
,
塔底温度
,
精馏段平均温度
℃
提镏段平均温度
1.4.3平均分子量
精馏段:
℃
液相组成:
,
气相组成:
,
所以
提镏段:
℃
液相组成:
,
气相组成:
,
所以
1.4.4平均密度
1.4.4.1液相平均密度
表1-3组分的液相密度
(kg/m3)
温度,(℃)
80
90
100
110
120
130
140
苯
氯苯
817
1039
805
1028
793
1018
782
1008
770
997
757
985
745
975
纯组分在任何温度下的密度可由内差法计算
A---苯B---氯苯
精馏段:
Tm=84.45℃
kg/m3
kg/m3
(1-15)
(1-16)
kg/m3
提馏段:
℃
kg/m3
kg/m3
(1-17)
(1-18)
1.4.4.2汽相平均密度
(1-19)
精馏段:
(1-20)
提馏段:
kg/m3
1.4.5液体的平均表面张力
表1-4组分的表面张力σ
温度
80
85
110
115
120
131
σA
σB
苯
氯苯
21.2
26.1
20.6
25.7
17.3
22.7
16.8
22.2
16.3
21.6
15.3
20.4
液体平均表面张力依下式计算,即
(1-21)
塔顶液相平均表面张力的计算
由
,用内差法得
,
(1-22)
塔底液相平均表面张力的计算
由
,用内插法得
,
(1-23)
mN/m
1.4.6液体的平均粘度
表1-5不同温度下苯—氯苯的粘度
温度t,℃
60
80
100
120
140
苯mPas
氯苯mPas
0.381
0.515
0.308
0.428
0.255
0.363
0.215
0.313
0.184
0.274
液相平均粘度可用
表示
1.4.6.1塔顶液相平均粘度
,
,
1.4.6.2进料板液相平均粘度
,
,
,
1.4.6.3塔底液相平均粘度
,
,
1.4.7气液相体积流量
精馏段:
汽相体积流量
(1-24)
m3/s
液相体积流量
(1-25)
m3/s
提镏段:
汽相体积流量
(1-26)
m3/s
液相体积流量
(1-27)
m3/s
1.5主要设备工艺尺寸设计
1.5.1塔径
精馏段:
初选塔板间距
及板上液层高度
,则:
按Smith法求取允许的空塔气速
(即泛点气速
)
查Smith通用关联图得
负荷因子
(1-28)
泛点气速:
(1-29)
m/s
取安全系数为0.8,则空塔气速为
(1-30)
精馏段的塔径
(1-31)
按标准塔径圆整取
校核:
塔径圆整后,计算圆整塔径D下的空塔气速
即:
(在0.6~0.8的范围内)
提镏段:
初选塔板间距
及板上液层高度
,则:
按Smith法求取允许的空塔气速
(即泛点气速
)
查Smith通用关联图得
负荷因子
(1-32)
泛点气速:
(1-33)
m/s
取安全系数为0.6,则空塔气速为
(1-34)
精馏段的塔径
(1-35)
按标准塔径圆整取
校核:
塔径圆整后,计算圆整塔径D下的空塔气速
即:
(在0.6~0.8的范围内)
1.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.6.1溢流装置
因塔径为1.4m,所以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。
1.6.1.1溢流堰长(出口堰长)
取
(1-36)
精馏段堰上溢流强度
满足强度要求。
提镏段堰上溢流强度
满足强度要求。
1.6.1.2出口堰高
(1-37)
对平直堰
(1-38)
精馏段:
由
及
,查图1-4得
,
图1-4液流收缩系数计算图
于是:
(满足要求)
验证:
(设计合理)
提镏段:
由
及,
查化工原理课程设计图1-4得
,于是:
(满足要求)
验证:
(设计合理)
1.6.1.3降液管的宽度
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