年产5万吨氯苯工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产5万吨氯苯工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

20世纪 50年代初，它始终处于主导地位。 第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。 通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。 因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。 与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。 而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外， 已不再新建。 60年代以后 ,石油化工的生产规模不断扩大 ,大型塔的直径已超过 10m。 为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。 工业上对塔设备的主要要求是：（ 1）生产能力大；（ 2）传热、传质效率高；（ 3）气流的摩擦阻力小；（ 4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（ 5）结构简单，材料耗用量少；（ 6）制造安装容易，操作维修方便。 此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（ 1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、 S 型、多降 液管塔板；（ 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。 工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。 上升气流经筛孔分散、鼓泡通过 3 板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。 筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。 其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的 料液。 但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。 4 第 1章 产品与设计方案简介 产品简介 产品性质 产品性质 【 4】 ： 有杏仁味的无色透明、易挥发液体。 密度。 沸点 ℃。 凝固点 45℃。 折射率 (25℃ )。 闪点 ℃。 燃点 ℃ ，折射率 ，粘度(20℃ )0． 799mPas，表面张力 103N／ m．溶解 度参数 δ＝。 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％％ (vol)。 溶于大多数有机溶剂，不溶于水。 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，空气中最高容许浓度 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 %，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） 设计方案的确定和说明 装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备 【 5】。 精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。 连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。 精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷 凝器将余热带走。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器 —— 全凝器两种不同的设置。 工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。 塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。 总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。 5 操作压力的选择 精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏 、减压精馏和加压精馏。 本实验采用的是常压精馏。 进料热状 况的选择 精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。 工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。 若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。 加热方式的选择 精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。 有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。 但由于直接蒸汽的加入，对 釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。 回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。 设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。 必要时可选用若干个 R 值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数 N，作出 N—— R 曲线，从中找出适宜操作回流比 R，也可作出 R 对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比 R。 塔设备的选取 精馏塔是现在化工厂中必不可少的 设备，因此出现了很多种的精馏塔。 塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。 其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。 浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。 因此发展很快。 所以做分离苯－氯苯的课程选择了筛板塔。 工艺流程及说明 6 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。 第 2 章 工艺计算及主 体设备设计 全塔的物料衡算 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 【 6】 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/km AM 和 k g /k m o 1 2BM  38%氯苯 原料储存 原料预热 精馏 再沸 %氯苯储存 分配 冷凝 冷却 98%苯储存 冷却 7 9 8 1 2/  平均摩尔质量   k g / k m o 1 27 0 0 0    k g/ k m o D    k g / k m o 1 1 20 0 0 W  原料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件： h/k m o 1 2243 0 0 105q 7W,n  则 ｛w,nD,nF,nw,nD,nF,n q0 0 8 0 qqq   h/k m o h/k m o F,n D,n  塔板数的确定 理论塔板数 TN 的求取 苯 氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（ MT 法）求取 TN ，步骤如下： .根据苯 氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 y~x 依据*B*A*B总pp ppx ，总pxpy *A ，将所得计算结果列表如下： 温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 a1i  苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率 x 1 0 y 1 0 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 8 据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对 y~x 平衡关系的影响完全可以忽略。 确定操作的回流比 [7] 将 上 表中数据作图得 y~x 曲线。 在 y~x 图上，因 1q ，查得  ，而 Fq  ， 。 故有： yxRqqqDm i n  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： 3 9 m in  求精馏塔的汽、液相负荷 h/k m o )q1(qqh/k m o h/k m o )1R(qh/k m o V,nF,nV,n39。 V,nF,nL,n39。 L,nD,nV,nD,nL,n 求操作线方程 精馏段操作线： xx1R Ry D  提馏段操作线方程： 0 0 0 7 qqxqqy w39。 W,n39。 39。 V,n39。 L,n39。  图解法求理论板层数 精馏段操作线过 ),0(b),(a)x,x(a DD 和即 q 线为 F  提馏段操作线过 即),( WW xxc c , 和精馏段操作线与 q 线的交点 d 9 图 苯 氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 图解得 总理论板层数 19NT （包括再沸器） 进料板位置 7NF 实际塔板数 pN 全塔效率 TE 选用 mT lg6 1  公式计算式中的 L 为塔顶与塔底平均温度下液体的平均粘度 操作温度计算 由 y~xt 曲线可读出 塔顶温度 Dt ℃ 进料温度  ℃ 塔底温度 Wt ℃ 塔顶塔底平均温度 t ℃ 查得此温度下苯氯苯的饱和蒸气压求得此温度下 6 1 sm P a2 6 4 9 3 0 sm P a0 . 3 4 0,sm P a2 3 TiiLBA 实际塔板数 pN （近似取两段效率相同） 精馏段 块，取 6 块 提馏段  块，取 12 块 10 总塔板数 2p1pp NNN  +再沸器 =6+12+1=19 块 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 平均压强 mp 取每层塔板压降为 塔顶操作压力 k P 0 0 1p D  加料板 k P 1 0 5p F  平均压强   k P 0 72/ 1 0 5p m  平均温度 mt 塔顶为 ℃ ，加料板为 ℃ 精馏段平均温度 mt =℃ 平均分子量 mM 塔顶 D1  ，  （查平衡曲线）   k g / k m o m,VD    k g / k m o 1 29 2 2 m,LD  加料板 ,8 9 39。 F39。 F  （查平衡曲线）   k g / k m o 1 28 9 9 m,VF    k g / k m o m,LF  精馏段平均摩尔质量   k g / k m o ,V  k g / k m o )(M m,L  平均密度 m 汽相平均密度 m,V   3mm,Vmm,V k g /   11 液相平均密度 m,L 塔顶 由  ℃ 时，纯苯氯苯在任何温度下的计算 【 8】   得 3A kg/ 3B k g /  3m,DB,DBA,DAm,D k g / 0 3 7  进料板 由  ℃ 得 3A,F k g / 0 3 3B,F k g / 0 2 5 进料板液相的质量分率 1 A   3m,LFB,LFBA,LFAm,LF kg / 25  精馏段   3m,L k g /  液体的平均表面张力 m 塔顶：由  ℃ 查手册得 m N /,LD  m N /,LD  m N / ,LD  进料板：由  ℃ 查手册得 m N /, ALF m N /, BLF。