苯-氯苯分离精馏塔设计说明

二、设计方案的确定1.操作压力：蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。

应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况：进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料即q=1。

3.加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。

便可以直接采用直接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。

塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系。

当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。

如果要求的冷却温度较低。

可考虑使用冷却盐水来冷却。

5.热能利用蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。

因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

三、精馏塔的工艺计算和论叙（一）精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率2、相对挥发度的计算：①、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：计算公式为：；③、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度： 计算公式为：理想状态下相对挥发度：④计算苯的平均相对挥发度：苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。

α=3、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：0.49*78.11(10.49)*112.6395.72/F M kg kmol =+-= 0.98*78.11(10.98)*112.6378.80/D M kg kmol=+-= 0.04*78.11(10.04)*112.63111.25/W M kg kmol=+-=4、物料衡算：原料处理量：F ＝5000/95.75＝52.24kmol/h联立求解得:D ＝25.01kmol,W=27.23kmol/h（二）塔板数的确定1、理论板层数的求取苯－氯苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。

（1）、求最小回流比及操作线回流比。

进料状态的选择：饱和液体进料（q ＝1）。

进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q ＝1），气液混合进料（1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0).。

基于工程和经济得综合考虑，这里选择饱和液体进料，其主要原因是：A 、保证塔的操作稳定B 、避免季节气温的影响C 、为使精、提馏段保持相同的路径，便于制造。

已设：饱和液体进料（q=1）,则： 4.41*0.490.811(1)1(4.411)*0.49p F ppp x x x y x αα===+-+-⎧⎪⎨⎪⎩＝＝0.49min 0.980.810.530.810.49D p p px y R y x --===--根据作图（1－5）和吉利兰关联图法综合得：R=2Rmin 为最理想选择。

用逐板法计算理论板数如下：a 、求精馏段得气液相负荷26.51/51.52/78.75/51.52/kmol h kmol h kmol h kmol h====D ''L ＝R V ＝(R+1)R L ＝L+F V ＝V''0.5140.4761.3570.014D W x x x x x x +=+-=+'''b 、精馏段操作线方程：L Dy=V V提馏段操作线方程：L Wy=V Vc 、逐板法计算如下：11223344550.980.91740.94750.80360.88900.64490.80750.48750.490.6475D y x x y x y x y x y x ==−−−−→=−−−−−−→=−−−−→=−−−−−−→=−−−−→=−−−−−−→=−−−−→=<−−−−−−→=−−−−→=相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程提馏段操作线方程相平衡方程66770.29400.38500.12430.15470.03980.04y x y x −−−−−−→=−−−−→=−−−−−−→=−−−−→=<提馏段操作线方程相平衡方程提馏段操作线方程相平衡方程如上图得：总理论板数T N =7；进料板位置4F N =;3/3/0.5264/4/0.528T T N E N E =====精提精馏段实际板数:＝提馏段实际板数:（三）计算操作温度： a 、塔顶温度:t D ,已知p=(101.325+4)kpa =105.325kpa =791.92mmHgx 1＝0.92，苯的沸点80.10C, 氯苯的沸点131.80C 设t=1000C,查表得P A 0=1350mmHg, P B 0=293mmHg,x a =(791.92-293)/(1350-293) =0.472<0.92 设t=900C,查表得P A 0=1025mmHg, P B 0=205mmHg,x a =(791.92-205)/(1025-205) =0.716<0.92 设t=800C,查表得P A 0=760mmHg, P B 0=148mmHg,x a =(791.92-148)/(760-148) =1.052>0.92 作图插法得（如图6）：t D =82.90C000000000(105.3250.7*6)/0.133823.500.49100,1350,293823.502930.5020.49102529390,1025,205823.502050.7540.491025205110,1760,400823.504FF A B A A B A A B A b t P mmHg x t C P P x t C P P x t C P P x =+=====-==>-===-==>-===-=、进料板温度：设设设0000.3110.491025400F t C =<-作图内插法得：＝100.6000000000(105.3250.7*14)/0.133865.600.04100,1350,293865.602930.5420.041350293130,2480,719865.607190.0690.042840719131.8,2900,760wA w w AB A w A B A w A B A t P mmHg x x tC P P x t C P P x t C P P x =+======-==>-===-==>-===c 、塔底温度：设设设0000000865.607600.0490.492900760110,1760,400865.604000.3421760400120,2250,543865.605430.1892250543w A B A w A B A w t C P P x t C P P x t C -==<-===-==-===-==-设设作图内插法得：＝133.1综上所述：0.980.16*78.110.84*112.63*78.110.02*112.6378.80/0.92*78.810.08*112.6380.87/0.81*78.110.19*112.6384.67/0.49*78.110.51*112.6395.72/0.16*78.110.VDm LDm VFm LFm VWm M kg kmol M kg kmol M kg kmol M kg kmol M =++==+==+==+==+84*112.63107.11/0.04*78.110.96*112.63111.25/LWm kg kmol M kg kmol==+=33.105.325109.525109.525115.125 2.893/3.322/Vm Vm m Vm Vm m e M kg m RT M kg m RT ρρ++m 精m 提m 精精精精m 提提提提平均密度计算：精馏段平均压力：P ＝（）/2=107.422kPa P ＝（）/2=112.325kPa P 精馏段气体密度：＝＝P ＝＝0330330331//)82.9813.4/1035.7/100.6792.3/1017.4/133.1753.4/981.7/Lm i i D B F B W B a t C kg m kg m t C kg m kg m t C kg m kg m ρρρρρρρρ=∑=========A A A 液体的平均密度：（时（时（时（3331833.1/0.89/0.11/1913.6/0.40/0.60/1972.9/0.03/0.97/LDm A BLFm A BLWm A Bkg m kg m kg m ρρρρρρρρρ==+==+==+所以3300(833.1913.6)/2873.4/(972.9913.6)/2943.2/.)82.921.02/.25.98/0.92*21.020.08*25.9821.42/100.617.00/.22.40Lm i i D A B LDm F A B kg m kg m f x t C mN m mN mmN mt C mN m mN ρρσσσσσσσ+=+==∑====+====Lm 精Lm 提所以精馏段平均密度：＝＝液体的平均张力：（时：时：0/0.49*17.000.51*22.4018.22/133.115.00/.20.10/0.04*15.000.96*20.1019.90/LFm W A B LWm mmN mt C mN m mN mmN mσσσσ=+=====+=时：18.2221.42/18.2219.90/Lm Lm mN mmN mσσ++精提所以：＝（）/2＝19.82＝（）/2＝19.06g.气液相的体积33351.52*81.740.404/36003600*2.89326.51*88.30/36003600*873.4'51.52*95.890.413/36003600*3.322'78.75*103.4836003600*94vm s vm Lm s Lm vm s vm Lm s Lm vM v m sLM L m sv M v m sL M L ρρρρ精精精精-4精精提提提提提提对精馏段：＝＝＝＝＝＝7.44*10对提馏段：＝＝＝＝＝3/3.2m s-3＝2.37*10（四）.塔体工艺尺寸的计算: 1. 精馏段塔径计算:41/21/27.44*10*3600873.4()*()0.03200.404*3600 2.893h L h v L v ρρ-== 因为塔径和板间距的关系如下表:若取: H T =0.41m,hL =0.06(一般h L 0=0.050.08) H T －h L =0.41-0.06=0.35mm 查图(1-1)得:C 20=0.075C=C 20*(l σ/20)0.2=0.075×(19.82/20)0.2=0.0749max u 1.299/m s ==取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为:u=0.7×1.099=0.909m/s0.752D m===,不在0.8m1.6m 围,不符合若取:H T =0.36m, h L =0.06m H T -h L =0.30m查图(1-1)得:C 20=0.062 C=C 20*0.2()20lσ=0.062×(19.82/20)0.2=0.0619max u 1.074/m s == u=0.7*1.074=0.752m/s0.827/D m s ===经标准圆整后:D=0.8m222T max A *0.80.503440.4040.803/0.750.503D m m s u ππ======s T V 实际空塔气速为：u=符合A1/22*3600943.2(0.09670.413*3600 3.3220.41,0.060.050.08)0.410.060.35L v T L T L H m h m H h mmρρ===-=-=-31/2h h L 、提馏段塔径的计算：L 2.37*10）＝（）＝V 若取：（一般取h0.20.220max0.06819.06()0.068*()0.06732020 1.132/lC C u m sσ=======20查图(1-1)得：C max 0.70.792/u u m s ==0.815D m ===220.810.5034T D mA D mπ===经标准圆整后： max 0.4130.821/0.725(0.503m s u ===s T v 实际空塔气速为：u=符合）A （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： 1、溢流装置的计算：①、选择单溢流弓型降液管原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体流径较大，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2 m 的塔中广泛使用。