苯與氯苯分離化工原理課程設(shè)計報告書

可編輯版/<一產(chǎn)品與設(shè)計方案簡介1.產(chǎn)品性質(zhì)、質(zhì)量指標(biāo)和用途產(chǎn)品性質(zhì)：有杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。密度1．105g/cm3。沸點(diǎn)131．6℃。凝固點(diǎn)-45℃。折射率1．5216<25℃>。閃點(diǎn)29．4℃。燃點(diǎn)637．8℃,折射率1．5246,粘度<20℃>0．799mPa·s,表面張力33．28×10-3N／m．溶解度參數(shù)δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機(jī)溶劑,不溶于水。易燃,蒸氣與空氣形成爆炸性混合物,爆炸極限1.3％-7．1％<vol>。溶于大多數(shù)有機(jī)溶劑,不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響,長時間沸騰則脫氯。蒸氣經(jīng)過紅熱管子脫去氫和氯化氫,生成二苯基化合物。有毒．在體內(nèi)有積累性,逐漸損害肝、腎和其他器官。對皮膚和粘膜有刺激性．對神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性,LD502910mg／kg,空氣中最高容許濃度50mg／m3。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險。與氯酸銀反應(yīng)劇烈質(zhì)量指標(biāo)：氯苯純度不低于99.8%,塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%,原料液中含氯苯45%?！惨陨暇鶠橘|(zhì)量分?jǐn)?shù)產(chǎn)品用途：作為有機(jī)合成的重要原料2.設(shè)計方案簡介〔1精餾方式：本設(shè)計采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中,并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高,可控性好,產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大,因而無須采用特殊精餾。

〔2操作壓力：本設(shè)計選擇常壓,常壓操作對設(shè)備要求低,操作費(fèi)用低,適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫〔工業(yè)低溫段物系分離。

〔3塔板形式：F1型浮閥塔板,浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低;塔板開口率大,生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降,故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層,氣液接觸時間較長,故塔板效率較高。〔4加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計采用泡點(diǎn)進(jìn)料,將原料通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。

〔5由于蒸汽質(zhì)量不易保證,采用間接蒸汽加熱。

〔6再沸器,冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器,塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點(diǎn)下一部分回流入塔,其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用間接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。

3工藝流程草圖及說明45%氯苯45%氯苯原料儲存原料預(yù)熱精餾再沸99．8%氯苯儲存分配冷凝冷卻98%苯儲存冷卻首先,苯和氯苯的原料混合物進(jìn)入原料罐,在里面停留一定的時間之后,通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器,在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度,然后,原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn),混合物中既有氣相混合物,又有液相混合物,這時候原料混合物就分開了,氣相混合物在精餾塔中上升,而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中,這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn),其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中,停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐,而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中,這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中,一部分進(jìn)入再沸器,在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程,而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終,完成苯與氯苯的分離。<二>精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11氯苯的摩爾質(zhì)量MB=112.562.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.物料衡算氯苯產(chǎn)量總物料衡算苯物料衡算聯(lián)立解得〔三塔板數(shù)的確定1．理論塔板數(shù)的求取根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù),利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求?、儆墒謨圆榈帽?氯苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù),列于下表苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃苯氯苯xyα807601481.0001.0009010252050.6770.9135.00010013502930.4420.7854.60811017604000.2650.6134.40012022505430.1270.3764.14413028407190.0190.0723.950131.829007600.0000.000本題中,塔內(nèi)壓力接近常壓〔實(shí)際上略高于常壓,而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù),因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小,所以其對平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。②求最小回流比、操作回流比及最小理論塔板層數(shù)將1.表中數(shù)據(jù)作圖得曲線〔如圖1及曲線〔如圖2。在圖上,因,查得,而,。故有：考慮到精餾段操作線離平衡線較近,故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.85倍,即：③求精餾塔氣、液相負(fù)荷L=RD=0.6585×56.25=37.04kmol/hV=<R+1>D=<0.6585+1>×56.25=93.29kmol/hL’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/hV’=V=93.29kmol/h④求操作線方程精餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點(diǎn)的直線。⑤圖解法求理論塔板數(shù)如圖1所示,求解結(jié)果為總理論板層數(shù)NT=11.0〔包括再沸器進(jìn)料板位置NF=4圖1圖解法求理論板層數(shù)圖2苯-氯苯物系溫度組成圖2．實(shí)際塔板數(shù)的求取〔1全塔效率塔的平均溫度平均溫度下的氣液組成苯與氯苯的粘度分別為平均粘度為塔板效率為〔2實(shí)際板層數(shù)的求取N精=3/0.553=5.42≈6N提=8/0.553=14.47≈15Np=6+15=21<四>精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1、操作壓力的計算塔頂操作壓力pD=101.08+4=105.08kpa每層塔板壓降Δp=0.7kpa進(jìn)料板壓力pF=105.08+0.7×6=109.28kpa塔底壓力pW=105.08+0.7×21=119.78kpa精餾段平均壓力pm=1/2×〔105.08+109.28=107.18kpa提餾段平均壓力pm‘=1/2×〔109.28+119.78=114.53kpa2、操作溫度計算由t-x-y圖得,塔頂溫度tD=83.5℃,進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,塔底溫度tW=131.1℃。精餾段平均溫度tm=1/2×〔83.9+91.7=87.6℃,提餾段平均溫度tm‘=1/2×〔131.1+91.7=111.4℃。3、平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂xD=y1=0.9860,查圖1得x1=0.9353。同理,加料板xF=0.6188,yF=0.8818；塔底xW=0.0017,yW=0.0067。MVDm=0.9860×78.11+<1-0.9860>×112.56=78.59kg/kmolMLDm=0.9353×78.11+<1-0.9353>×112.56=79.65kg/kmolMVFm=0.8818×78.11+<1-0.8818>×112.56=82.18kg/kmolMLFm=0.6188×78.11+<1-0.6188>×112.56=91.24kg/kmolMVWm=0.0067×78.11+<1-0.0067>×112.56=112.33kg/kmolMLWm=0.0017×78.11+<1-0.0017>×112.56=112.50kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=1/2×<78.59+82.18>=80.39kg/kmolMLm=1/2×<79.65+91.24>=85.45kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量M‘Vm=1/2×<82.18+112.33>=97.26kg/kmolM‘Lm=1/2×<91.24+112.50>=101.87kg/kmol4、平均密度的計算〔1氣相平均密度〔2液相平均密度液相平均密度依下式計算,即〔a為質(zhì)量分率塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下ρA=812.41kg/m3,ρB=1033.79kg/m3,所以ρLDm=815.90kg/m3。進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下ρA=803.62kg/m3,ρB=1025.56kg/m3,所以ρFDm=894.61kg/m3。塔底溫度tW=131.1℃,此溫度下ρA=755.91kg/m3,ρB=980.90kg/m3,所以ρLWm=980.06kg/m3。所以ρLm=1/2×<815.90+894.61>=855.26kg/m3ρ’Lm=1/2×<980.06+894.61>=937.34kg/m35、液體的表面張力塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下σA=20.7dyn/cm,σB=25.8dyn/cmσLDm=0.9860×20.7+〔1-0.9860×25.8=20.8dyn/cm。進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下σA=19.8dyn/cm,σB=24.9dyn/cmσLFm=0.6188×19.8+〔1-0.6188×24.9=21.7dyn/cm。塔底溫度tW=131.5℃,此溫度下σA=15.3dyn/cm,σB=20.4dyn/cmσLWm=0.0029×15.1+〔1-0.0029×20.4=20.3dyn/cm。所以σLm=1/2×<20.8+21.7>=21.3dyn/cmσ’Lm=1/2×<20.4+21.7>=21.1dyn/cm6、液體平均黏度的計算塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下μA=0.297mpa·s,μB=0.301mpa·s,解得μLDm=0.297mpa·s。進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下μA=0.275mpa·s,μB=0.282mpa·s,解得μLFm=0.280mpa·s。塔底溫度tW=131.1℃,此溫度下μA=0.197mpa·s,μB=0.202mpa·s,解得μLDm=0.202mpa·s。所以μLm=1/2×<0.297+0.280>=0.289mpa·sμ’Lm=1/2×<0.202+0.280>=0.241mpa·s<五>精餾塔的塔體工藝尺寸計算1、塔徑的計算〔1精餾段的氣、液相體積流率分別為,取板間距HT=0.40m,板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得,C20=0.073。取安全系數(shù)0.8,則空塔氣速u=0.8umax=0.8×1.269=1.015m/s。,圓整后取D=1.0m。塔截面積為實(shí)際空塔氣速u=0.721/0.785=0.918m/s?！?提餾段的氣、液相體積流率分別為,取板間距HT=0.40m,板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得,C20=0.068。取安全系數(shù)0.8,則空塔氣速u=0.8umax=0.8×1.126=0.901m/s。,圓整后取D‘=1.0m。塔截面積為實(shí)際空塔氣速u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精餾塔的有效高度的計算z精=〔N精-1HT=〔6-1×0.40=2.0mz提=〔N提-1HT=〔15-1×0.40=5.6m在進(jìn)料板上方開一人孔,提餾段中開兩個人孔,其高度為0.8m,故有效高度應(yīng)為全塔的實(shí)際高度取進(jìn)料板板間距為0.8m,人孔處板間距為0.8m,塔底空間高度為2.5m,塔頂空間高度為0.8m,封頭高度為0.5m,裙座高度為2.0m,則全塔高為<六>塔板主要工藝尺寸的計算1、溢流裝置的計算因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤。各項(xiàng)計算如下：〔1堰長lw取lw=0.66D=0.66×1.0=0.66m。〔2溢流堰高度hw精餾段堰上液層高度提餾段堰上液層高度取,則精餾段hw=hL-how96=0.0504m提餾段h‘w=hL-h‘ow27=0.0373m因此,上下兩段均取。〔3弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.66,查文獻(xiàn)[1]圖5-7得Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故Af=0.0722AT=0.0722×0.785=0.0567mWd=0.125D=0.125×1.0=0.125m。塔的相對操作面積為〔1-2×0.0722×100%=85.6%依文獻(xiàn)[1]式5-9驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間。對于精餾段有,合理。對于提餾段有,合理?！?降液管底隙高度h0精餾段u0’=0.09m/s,提餾段u0’=0.20m/s,則,。因此,上下兩段均取。故降液管底隙設(shè)計合理。選用凹形受液盤,深度。2、塔板布置采用F1型浮閥,重量為33g<重閥>,孔徑為39mm,閥片直徑48mm,閥片厚度2mm,最大開度8.5mm,靜止開度2.5mm。閥孔臨界速度精餾段提餾段上下兩段相應(yīng)的閥孔動能因子為均屬正常操作范圍。開孔率式中：為適宜的空塔氣速,為閥孔速度。精餾段提餾段為了塔板加工方便,上下兩分段開孔率均采用,由此求得上下兩端的閥孔速度和相應(yīng)的動能因子為：閥孔總面積浮閥總數(shù)塔板上布置浮閥的有效操作面積已知,取破沫區(qū)寬度,邊緣區(qū)寬度,則有效操作面積有效操作面積率浮閥的排列浮閥采用等腰三角形交叉排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心距為t,與此相應(yīng)每排浮閥中心線之間的距離,則取t=0.060m。<七>篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降〔1干板阻力hc精餾段,則提餾段,則〔2氣體通過液層的阻力h1取充氣系數(shù),則〔3液體表面張力阻力hσ〔此阻力很小,忽略不計氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為上下兩段單板壓降均符合設(shè)計任務(wù)要求。2、液沫夾帶板上液體流經(jīng)長度板上液流面積苯和氯苯是正常系統(tǒng),因此物性系數(shù)K=1.0,查圖的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)精餾段精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下,霧沫夾帶量能滿足的要求。提餾段精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下,霧沫夾帶量能滿足的要求。3、液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清液層高度,而與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段提餾段液體通過降液管的壓頭損失精餾段提餾段板上液層高度精餾段和提餾段皆為因此,取,降液管中清液層高度如下：精餾段提餾段可見,精餾段和提餾段均符合防止液泛的要求。<八>塔板負(fù)荷性能圖1、漏液線精餾段:提餾段：2、霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=按泛點(diǎn)率為80%計算精餾段： 整理得：精餾段： 整理得：在操作范圍內(nèi)任取兩個Ls,計算出Vs的值列于表2中表2霧沫夾帶線計算結(jié)果液沫夾帶線〔精餾液沫夾帶線〔提餾Ls,m3/s0.0020.0040.0020.004Vs,m3/s1.0361.0010.9880.954由上表可作出霧沫夾帶線2。3、液相負(fù)荷下限線對于平直堰,取堰上液層高度how=0.006m作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 取E=1,則據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限3。4、液相負(fù)荷上限線以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限。故據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限4。5、液泛線精餾段整理得：提餾段整理得：在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls值,依上式計算出Vs,計算結(jié)果列于表3中表3液泛線計算結(jié)果液泛線〔精餾液泛線〔提餾Ls,m3/s0.00150.00300.00450.00600.00150.00300.00450.0060Vs,m3/s2.1812.1232.0621.9942.0752.0191.9611.897根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖3、圖4所示。在負(fù)荷性能圖上,作出操作點(diǎn),與坐標(biāo)原點(diǎn)相連,即作出操作線。6、操作彈性 操作條件下精餾段提餾段在精餾段負(fù)荷性能圖,即圖3中,精餾段氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限。操作彈性：。在提餾段負(fù)荷性能圖,即圖4中,提餾段氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下線操作彈性：。圖3精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖4提餾段塔板負(fù)荷性能圖<九>精餾塔接管尺寸計算1、進(jìn)料管,取u=2.0m/s,則 按照GB8163——87,選擇無縫鋼管φ45×3.0。2、塔釜出料管,取u=0.7m/s,則按照GB8163——87,選擇無縫鋼管φ48×4.0。3、塔頂上升蒸汽管,取u=15m/s,則按照GB8163——87,選擇無縫鋼管φ273×8.0。4、塔底蒸汽進(jìn)口管,取u=15m/s,則 按照GB8163——87,選擇無縫鋼管φ273×7.0。5、塔頂回流液管,取u=0.4m/s,則 按照GB8163——87,選擇無縫鋼管φ76×6.0。<十>塔頂全凝器和塔底再沸器的計算及選型1、塔頂全凝器塔頂溫度tD=83℃,苯的氣化潛熱r=30778kJ/kmol。熱損失5%,故熱負(fù)荷為=839.56kW總傳熱系數(shù)K=1000W/<m2·℃>。冷卻水32℃進(jìn),38℃出,泡點(diǎn)回流,故。換熱面積為,取S=19.7m2根據(jù)GB/T4715-92標(biāo)準(zhǔn)選擇單程固定管板式換熱器<DNφ400×2000>,實(shí)際換熱面積S=19.7m2冷凝水用量衡算2、再沸器<E-105立式虹吸式>立式虹吸式再沸器傳熱效果好,占地面積小,直接管短蒸發(fā)量V’=93.29kmol/h在130℃左右,氯苯汽化熱熱損失按5%計算=158.7-131.5=27.2℃總傳熱系數(shù)k取600W/m2℃S取查<化工設(shè)計手冊>,得型號〔DN4504500。<十一>設(shè)計結(jié)果一覽表附表1物料衡算計算結(jié)果序號項(xiàng)目數(shù)值1原料液流量F,kmol/h87.102氣相產(chǎn)品流量D,kmol/h56.253液相產(chǎn)品流量W,kmol/h30.854原料液摩爾分?jǐn)?shù)xF0.63785氣相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xD0.98606液相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xW0.0029附表2精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果序號項(xiàng)目數(shù)值1精餾段平均壓力pm,kpa107.182提餾段平均壓力pm‘,kpa114.533精餾段平均溫度tm,℃87.64提餾段平均溫度tm‘,℃111.45精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm,kg/kmol80.396精餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm,kg/kmol85.457提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm‘,kg/kmol97.268提餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm‘,kg/kmol101.879精餾段氣相平均密度ρVm,kg/m32.8910精餾段液相平均密度ρLm,kg/m3855.2611提餾段氣相平均密度ρVm‘,kg/m33.5012提餾段液相平均密度ρLm‘,kg/m3937.3413精餾段液體表面張力σLm,dyn/cm21.314提餾段液體表面張力σLm‘,dyn/cm21.115精餾段液體平均黏度μLm,mpa·s0.28916提餾段液體平均黏度μLm‘,mpa·s0.24117精餾段氣相流量Vs,m3/s0.72118精餾段液相流量Ls,m3/s1.03×10-319提餾段氣相流量Vs‘,m3/s0.72020提餾段液相流量Ls‘,m3/s3.756×10-321實(shí)際塔板數(shù)Np2122有效段高度Z,m8.823塔徑D,m1.024板間距HT,m0.4025溢流形式單溢流26降液管形式弓形27堰長lw,m0.6628堰高h(yuǎn)w‘,m0.04429弓形降液管面積Af,m20.056730弓形降液寬度Wd,m0.12531降液管底隙高度h0‘,m0.03032破沫區(qū)寬度Ws,m0.0733邊緣區(qū)寬度Wc,m0.0434浮閥數(shù)目,N11535開孔率φ,%14.536橫排孔間距t’,m0.07537排間距t,m0.060附表3接管尺寸計算結(jié)果序號項(xiàng)目數(shù)值1進(jìn)料管直徑φ45×3.02塔釜出料管直徑φ48×4.03塔頂上升蒸汽管直徑φ273×8.04塔底蒸汽進(jìn)口管直徑φ273×7.05塔頂回流液管直徑φ76×6.0<十二>設(shè)計評述1、回流比的選擇回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一,且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計中,一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算,而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常,操作回流比可取最小回流比的1.1～2倍。2、塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多,概括起來有物性性質(zhì)﹑塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴(kuò)散系數(shù)及相對揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量