苯与氯苯分离过程板式精馏塔设计.docx
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苯与氯苯分离过程板式精馏塔设计.docx
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苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
青 岛 科 技 大 学
职业技术学院
毕 业 综 合 训 练 报 告(论 文)
题 目 苯与氯苯分离过程板式精馏塔设计
指导教师__________________________
辅导教师__________________________
学生姓名__________________________
学生学号__________________________
_____________________________院(部) 专业
_______________班
2
_____年
___月
___日
青岛科技大学毕业设计{论文}
青岛科技大学毕业设计{论文}
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青岛科技大学毕业设计{论文}
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
一、设计题目
试设计一座苯—氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为 99.8%的氯苯60000
吨,塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。
原料液中含氯苯为38%(以上均为质量%)。
二、操作条件
1.塔顶压强4kPa(表压);
2.进料热状况,泡点进料;
3.回流比,2Rmin;
4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa(表压);
5.单板压降不大于0.7kPa;
6.年工作日300天,每天24小时连续运行。
三、设计内容
1.设计方案的确定及工艺流程的说明;
2.塔的工艺计算;
3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算;
4.塔内流体力学性能的设计计算;
5.塔板负荷性能图的绘制;
6.塔的工艺计算结果汇总一览表;
7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制;
8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
1
苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
四、基础数据
i
1.组分的饱和蒸汽压
po(mmHg)
温度,
(℃)
8
0
9
0
1
00
1
10
1
20
1
30
1
31.8
po
i
苯
7
60
1
025
1
350
1
760
2
250
2
840
2
900
氯
苯
1
48
2
05
2
93
4
00
5
43
7
19
7
60
2.组分的液相密度ρ(kg/m3)
温度,
(℃)
80
9
0
10
0
1
10
1
20
1
30
ρ
苯
81
7
8
05
79
3
7
82
7
70
7
57
氯
苯
10
39
1
028
10
18
1
008
9
97
9
85
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 ρA=912-1.187t
氯苯 ρB=1127-1.111t
推荐:
ρA=912.13-1.1886t
推荐:
ρB=1124.4-1.0657t
式中的t为温度,℃。
3.组分的表面张力σ(mN/m)
温度,
(℃)
80
8
5
11
0
1
15
1
20
1
31
σ
苯
21
.2
2
0.6
17
.3
1
6.8
1
6.3
1
5.3
氯
苯
26
.1
2
5.7
22
.7
2
2.2
2
1.6
2
0.4
双组分混合液体的表面张力
σm可按下式计算:
m
o = σAσB
(x、x
为A、B组分的摩尔分率)
A B
oAxB+σBxA
4.氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。
纯组分的汽化潜热与温度
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的关系可用下式表示:
3
r æt
-tö0.38
2=çc 2÷
(氯苯的临界温度:
t
=359.2°C)
r
t
-t
0.38
1
ç ÷ c
èc 1ø
5.其他物性数据可查化工原理附录。
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苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
摘要
本设计为设计一个精馏塔来进行苯-氯苯混合物的分离,采用连续操作方式的筛板精馏塔。
在常压下,采用泡点进料,连续精馏方式,将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内原料液连续加入精馏塔中, 以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯,由塔底采出氯苯。
并连续收集产物和排出残液氯苯纯度不低于99.8%,塔顶产品苯纯度不低于
98%(质量分数)。
近年来,我国氯苯系列产品产能扩增迅猛,主要品种产能和产量已居世界第一,成为全球氯苯系列产品主要的生产国和供应国,生产能力占全球总生产能力的50%以上。
氯苯系列产品的快速发展,对我国医药、
农药、染料、橡胶助剂、合成新材料等行业的发展也起着举足轻重的作用。
目前国外对、邻硝基氯苯的发展呈现衰减趋势,主要依靠进口国内的对、邻硝基氯苯生产下游精细化学品,如染/颜料、医药、农药等。
关键词:
泡点进料; 精馏塔; 筛板; 设计计算
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目录
前言 1
1苯与氯苯 3
2产品与设计方案简介 5
2.1产品性质、质量指标 5
2.2设计方案简介 5
2.3工艺流程及说明 6
3工艺计算及主体设备设计 7
3.1全塔的物料衡算 7
3.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 7
3.1.2平均摩尔质量 7
3.1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 7
3.2塔板数的确定 8
1
3.2.1理论塔板数
3.2.2实际塔板数
NT的求取 8
Np 10
3.3塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 10
3.3.1平均压强
pm 10
3.3.2平均温度tm 10
3.3.3平均分子量Mm
......................................................................11
3.3.4平均密度ρm
...........................................................................11
3.3.5液体的平均表面张力
σm 12
3.3.6液体的平均粘度
μL,m
..............................................................12
3.4精馏段的汽液负荷计算 12
3.5塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 13
3.5.1塔径 13
3.5.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 14
3.6塔板上的流体力学验算 16
3.6.1气体通过筛板压降
hp和Δpp的验算 16
3.6.2雾沫夹带量ev的验算 18
3.6.3漏液的验算 18
苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
3.6.4液泛的验算 18
3.7塔板负荷性能图 19
3.7.1雾沫夹带线
(1) 19
3.7.2液泛线
(2) 19
3.7.3液相负荷上限线(3) 20
3.7.4漏液线(气相负荷下限线)(4) 20
3.7.5液相负荷下限线(5) 21
4精馏塔的设计计算结果汇总一览表 23
5精馏塔的附属设备 25
6主要符号说明 26
参考文献 28
对设计过程的评述和感受 29
致谢 30
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苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
前言
课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节,是理论联系实际的桥梁,通过课程设计,要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识,进行融会贯通的独立思考,在规定的时间内完成指定的化工设计任务,从而得到化工工程设计的初步训练。
通过课程设计,要求学生了解工程设计的基本内容,掌握化工设计的程序和方法,培养学生分析和解决工程实际问题的能力。
课程设计是增强工程观念,培养提高学生独立工作能力的有益实践。
本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。
连续精馏塔在常压下操作,被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内,以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯,由塔底采出氯苯。
氯苯纯度不低于99.8%,塔顶产品苯纯度不低于98%(质量分数)。
高径比很大的设备称为塔器。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。
它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触,达到相际传质及传热的目的。
常见的、可在塔设备中完成的单元操作有:
精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外,工业气体的冷却与回收,气体的湿法净制和干燥,以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
作为主要用于传质过程的塔设备,首先必须使气(汽)液两相充分接触,以获得较高的传质效率。
此外,为了满足工业生产的需要,塔设备还得考虑下列各项传质效率。
此外,为了满足工业生产的需要,塔设备还得考虑下列各项要求:
(1)生产能力大.在较大的气(汽)液流速下,仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。
(2)操作稳定、弹性大。
当塔设备的气(汽)液负荷量有较大的波动时,仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。
并且塔设备应保证能长期连续操作。
(3)流体流动的阻力小。
即流体通过塔设备的压力降小。
这将大大节省生产中的动力消耗,以及降低经常操作费用。
对于减压蒸馏操作,较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。
(4)结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。
这可以减少基建过程中的投资费用。
(5)耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。
根据设计任务书,此设计的塔型为筛板塔。
筛板塔是很早出现的一种板式塔。
五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究,逐步掌握了筛板塔的性
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苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
能,并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比,筛板塔具有下列优点:
生产能力大20-40%,塔板效率高10-15%,压力降低30-50%,而且结构简单,塔盘造价减少40%左右,安装、维修都较容易。
从而一反长期的冷落状况,获得了广泛应用。
近年来对筛板塔盘的研究还在发展,出现了大孔径筛板
(孔径可达20-25mm),导向筛板等多种形式。
筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分.工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm,按正三角形排列.空间距与孔径的比为
2.5-5.近年来有大孔径(10-25mm)筛板的,它具有制造容易,不易堵塞等优点,只是漏夜点低,操作弹性小。
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1苯与氯苯
(一)苯的性质及其用途
苯是最基本的芳香烃,分子式C6H6,在常温下为无色、有芳香气味的透明液体,易挥发,有且难溶于水,易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。
苯的沸点为80℃,熔点为55℃,密度
(15℃)是0.88g/ml,但其分子质量比水重,其与水能生成恒沸物。
苯参加的化学反应大致有三种,一种是其他基因和苯环上的氢原子之间发生的取代反应;一种是发生在C—C双键
上的加成反应;一种是苯环的断裂。
苯环上的氢原子在一定条件下可以被卤素、硝基、磺酸
基、烃基等取代,生产相应的衍生物。
苯和其他烃一样都能燃烧,当氧气充足时,产物为CO2和H2O,但在空气中燃烧时,火焰明亮并有浓黑烟。
这是由于碳在苯中的质量分数较大。
在一定条件下苯不能被强氧化剂氧化。
苯是工业中常用溶剂,主要用于金属脱脂。
由于苯有毒,经常接触苯,皮肤会因脱脂而变得干燥、脱屑。
有的出现过敏性湿疹,长期吸入会导致再生障碍性贫血,苯有减轻爆震的作用,因而作为汽油的添加剂。
苯在工业上最重要的用途是做化工原料。
(二)氯苯的性质及其用途
氯苯属芳香烃,结构式C6H5Cl,又称一代氯苯,在常温下是无色透明液体,具有不愉快的苦杏仁味。
熔点(℃)是-45.2,沸点(℃)是132.2,不溶于水,溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂。
第一次世界大战期间主要用于生产军用炸药所需的苦味酸。
现在主要用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂,生产多种其他苯系中间体,是有机合成的重要原料。
(三)氯苯的危害
氯苯对中枢神经系统有抑制和麻醉作用;对皮肤和粘膜有刺激性。
急性中毒:
接触高浓度可引起麻醉症状,甚至昏迷。
脱离现场,积极救治后,可较快恢复,但数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状。
液体对皮肤有轻
度刺激性,但反复接触,则起红斑或有轻度表浅性坏死。
慢性中毒:
常有眼痛、流泪、结膜充血;早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状;重者引起中毒性肝炎,个别可发生肾脏损害。
对环境有严重危害,对水体、土壤和大气可造成污染。
由于其密度较水
3
苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
为重,且不溶于水,因此是重非水相液体中的一种,并对地下水系统造成严重的威胁。
另外,氯苯易燃,具刺激性。
遇明火、高热或与氧化剂接触,有引起燃烧爆炸的危险。
与过氯酸银反应剧烈。
(四)氯苯的国内外发展趋势
氯化苯是一种重要的化工原料和有机中间体。
也是平衡氯碱装置氯、碱、氢的一个重要基础有机中间体,在国内主要用于合成硝基氯苯。
同时氯苯用于生产农药品种三氯杀螨砜、滴滴涕等,还用于合成染料、医药以及 其他有机化工产品,也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂以及生产多种中间体,例如对二氯苯、对氯苯磺酸。
近年来,我国氯苯系列产品产能扩增迅猛,主要品种产能和产量已居世界第一,成为全球氯苯系列产品主要的生产国和供应国,生产能力占全球总生产能力的50%以上。
氯苯系列产品的快速发展,对我国医药、农药、染料、橡胶助剂、合成新材料等行业的发展也起着举足轻重的作用。
目前国外对、邻硝基氯苯的发展呈现衰减趋势,主要依靠进口国内的对、邻硝基氯苯生产下游精细化学品,如染/颜料、医药、农药等。
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2产品与设计方案简介
2.1产品性质、质量指标
产品性质:
有杏仁味的无色透明、易挥发液体。
密度 1.105g/cm3。
沸点
131.6℃。
凝固点-45℃。
折射率1.5216(25℃)。
闪点29.4℃。
燃点
637.8℃,折射率1.5246,粘度(20℃)0.799mPa·s,表面张力
33.28×10-3N/m.溶解度参数δ=9.5。
溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大
多数有机溶剂,不溶于水。
易燃,蒸气与空气形成爆炸性混合物,爆炸极限 1.3%-7.1%(vol)。
常温下不受空气、潮气及光的影响,长时间沸腾则脱氯。
蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢,生成二苯基化合物。
有毒.在体内有积累性,逐渐损害肝、肾和其他器官。
对皮肤和粘膜有刺激性.对神经系统有麻醉性,LD502910mg/kg,空气中最高允许浓度50mg/m3。
遇高温、明火、氧化剂有燃烧
爆炸的危险。
质量指标:
氯苯纯度不低于99.8%,塔顶产品苯纯度不低于98%,原料液中苯38%。
(以上均为质量分数)
2.2设计方案简介
1.精馏方式:
本设计采用连续精馏方式。
原料液连续加入精馏塔中,并连续收集产物和排出残液。
其优点是集成度高,可控性好,产品质量稳定。
由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大,因而无须采用特殊精馏。
2.操作压力:
本设计选择常压,常压操作对设备要求低,操作费用低,适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温(工业低温段)物系分离。
3.塔板形式:
根据生产要求,选择结构简单,易于加工,造价低廉的筛板塔,筛板塔处理能力大,塔板效率高,压降较低,在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4.加料方式和加料热状态:
设计采用泡点进料,将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
5.由于蒸汽质量不易保证,采用间接蒸汽加热。
6.再沸器,冷凝器等附属设备的安排:
塔底设置再沸器,塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔,其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
5
苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
精馏
冷凝
原料预热
38%氯苯
原料储
分配
再沸
冷却
98%苯储存
冷却
99.8%氯
苯储存
2.3工艺流程及说明
首先,苯和氯苯的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。
因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入苯的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终,完成苯与氯苯的分离。
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3工艺计算及主体设备设计
3.1全塔的物料衡算
3.1.1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 78.11和112.61kg/kmol。
7
xF=
62/78.11
62/78.11+38/112.61
=0.702
xD=
x =
98/78.11
98/78.11+2/112.61
0.2/78.11
=0.986
=0.00288
W 0.2/78.11+99.8/112.61
3.1.2平均摩尔质量
MF=78.11´0.702+(1-0.702)´112.61=88.39kg/kmol
MD=78.11´0.986+(1-0.986)´112.61=78.59kg/kmol
MW=78.11´0.00288+(1-0.00288)´112.61=112.5kg/kmol
3.1.3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:
W¢=60000t/a=8333.3kg/h,全塔物料衡算:
F¢=D¢+W¢
0.38F¢=0.02D¢+0.998W¢
F¢=22638.88kg/hD¢=14305.55kg/hW¢=8333.33kg/h
Þ
F=22638.88/88.39=256.12kmol/hD=1430.55/78.59=182.03kmol/hW=8333.33/112.5=74.07kmol/h
苯—氯苯分离过程办事精馏塔设计
3.2塔板数的确定
3.2.1理论塔板数
NT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
骤如下:
NT,步
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 x~y
依据x=(p
-po)/(po-po),y=pox/p,将所得计算结果列表如下:
t B A B A t
温度,(℃)
80
90
100
110
120
130
131
.8
po
i
苯
760
102
5
135
0
176
0
225
0
284
0
290
0
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.6
77
0.4
42
0.2
65
0.1
27
0.0
19
0
y
1
0.9
13
0.7
85
0.6
14
0.3
76
0.0
71
0
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,所以其对以忽略。
2.确定操作的回流比R
x~y平衡关系的影响完全可
将1.表中数据作图得
x~y曲线及t-x~y曲线。
在
x~y图上,因q=1,
查得ye
=0.935,而xe=xF
=0.702,xD=0.986。
故有:
m
R =xD-ye=0.986-0.935=0.219
ye-xe 0.935-0.702
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:
R=2Rm=2´0.219=0.438
3.求理论塔板数
精馏段操作线:
y= R x+
R+1
xD
R+1
=0.30x+0.69
提馏段操作线为过
(0.00288,0.00288)和(0.702,0.901)两点的直线。
8
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1.0
0.8
0.6
Y
0.4
0.2
0.0
0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
X
苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
140
130
120
110
100
90
80
70
0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
9
苯-氯苯物系的温度组成图
图解得NT=12.5-1=11.5块(不含釜)。
其中,精馏段
NT
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