苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

苯I氯苯精馏塔的设计设计人：学号：目录设计任务书 (3)一．设计题目 (3)二．设计操作条件 (3)三．设备形式 (3)四．厂址 (3)五．设计内容 (3)六．设计基础数据 (4)设计方案 (4)一．设计方案的选择： (4)二．工艺流程： (5)苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书： (5)一．全塔物料衡算： (5)二. 塔板数的计算： (6)三. 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (9)四. 精馏段的气液负荷计算 (12)五. 塔和踏板主要工艺结构尺寸计算： (12)六. 塔板负荷性能图 (17)七. 附属型设备的计算及选型 (21)精馏塔的设计计算结果及感想 (26)一. 精馏塔的设计计算结果汇总一览表: (26)二. 对设计过程的评述和感受 (27)设计任务书一．设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，年产纯度为99.8%的氯苯 10000 t，塔顶馏出液中氯苯含量不得高于2%，原料液中含氯苯35%以上（均为质量分数）。

二．设计操作条件1.精馏塔顶压强： 4 kPa（表压）2.进料热状态：自选3.回流比：自选4.塔底加热蒸汽压强：506 kPa。

5.单板压强降：≤0.7 kPa。

6.设备工作日：每年330天，每天24h连续运行。

三．设备形式设备形式为筛板塔或浮阀塔（F1型）。

四．厂址成都地区。

五．设计内容1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.物料衡算4.塔板数：理论板数/全塔效率/实际塔板数5.工艺条件及物性数据计算：操作压强、温度、摩尔质量、密度、黏度等6.气液负荷计算：精馏段7.塔和塔板主要工艺尺寸的计算8.塔径、溢流装置、降液管、板孔结构及塔板结构尺寸、塔高计算9.塔板的流体力学验算：气体通过塔板及液层压降及液柱高度、雾沫夹带及漏液、液泛验算10.塔板的负荷性能图六．设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据表1组分的液相密度表2设计方案一．设计方案的选择：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，而且更可靠。

浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作，因此本设计选用板式精馏塔进行。

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。

二．工艺流程：设计中采用泡点进料，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。

本设计采用筛板。

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书：一． 全塔物料衡算：（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 kg/kmol 和112.5kg/kmol 。

7281.05.112/3578/6578/65=+=F x 9859.05.112/278/9878/98=+=D x00288.05.112/8.9978/2.078/2.0=+=W x（2）平均摩尔质量：M F ＝78×0.7281＋(1－0.7281)×112.5＝87.38kg/kmol()kg/kmol 48.785.1129859.019859.078=⨯-+⨯=DM()kg/kmol4.1125.11200288.0100288.078=⨯-+⨯=W M（3）料液及塔顶底产品的摩尔流率：一年以330天，一天以24小时计，则：W ′＝10000t/a ＝1262.63kg/h ，全塔物料衡算：F ′＝D ′＋W ′0.35F ′＝0.02D ′＋0.998W ′F ′＝3741.98kg/h F ＝3741.98/87.38＝42.82kmol/h D ′＝2479.35kg/h D ＝2479.35/78.47＝31.60kmol/h W ′＝1262.63kg/h W ＝1262.63/112.003＝11.27kmol/h二. 塔板数的计算：（一）理论塔板数T N 的求取苯-氯苯物系属于理想物系，本设计采用逐级计算法求取T N ，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y x ~依据()()B A B t p p p p x --=/，t A p x p y / =，数据如下：表3衡数据，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。

（1）确定操作的回流比R ：将表3中数据作图得y x ~曲线：在y x ~图上，因1=q ，查得y q =0.9286，而X q =X F =0.7281，9859.0=D x 。

故有：2858.07281.09286.09286.09859.0=--=--=ee e D m x y y x R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：5716.02858.022=⨯==m R R （2）求精馏塔气、液相负荷：L=RD=0.5716×31.60=18.06kmol/hV=(R+1)D=(0.5716+1)×31.60=49.66kmol/h L ′=L+F=18.06+42.82=60.88kmol/h V ′=V=49.66kmol/h （3）求理论塔板数：精馏段操作线：6274.0364.011+=+++=x R x x R R y D提馏段操作线为过()00288.0,00288.0和()922.0,7281.0两点的直线 平衡方程：y =xx xx 43.3143.4)1(1+=-+αα，x=)1(43.4y y y-+馏出部分用全凝器;y ==D x 10.9859x 1=9404.0)9859.01(*43.49859.09859.0=-+y 29404.0*3637.0=9691.06271.0=+ x 2=8762.0）9691.01(*43.49691.09691.0=-+y 3=0.3637*0.8762+0.6271=0.9458 x 3=7975.0)9458.01(*43.49458.09458.0=-+y 4=0.3637*0.7975+0.6271=0.9172x 4=7281.07143.0)9172.01(*43.49172.0〈=-+第4层为进料层，精馏段所需理论塔板数为4-1=3层对于提馏段:m 1=x 4= 0.7143提馏段操作线：000654.0227.1-'='-'''='x V Wx V L y x wm 1=0.7143n 2=1.227*0.7143-0.000654=0.8758 m 2=6142.0)8758.01(*43.48758.08758.0=-+n 3=1.227*0.6142-0.000654=0.7529 m 3=4075.0)7529.01(*43.47529.07529.0=-+n 4=1.227*0.4075-0.000654=0.4994 m 4=1838.0)4994.01(*43.44994.04994.0=-+n 5=1.227*0.1838-0.000654=0.2249 m 5=()06147.02249.01*43.42249.02249.0=-+n 6=1.227*0.06147-0.000654=0.07477 m 6=()01784.007447.01*43.407447.007447.0=-+n 7=1.227*0.01784-0.000654=0.02124 m 7=()00487.002124.01*43.402124.002124.0=-+n 8=1.227*0.00487-0.000654=0.00532m 8=()00288.000121.000532.01*43.400532.0≤=-+故提馏段的理论塔板数为8-1=7层.经计算得10111=-=T N 块（不含釜）。

其中，精馏段31=T N 块，提馏段N 1T =7. (二) 实际塔板数p N ： 1.全塔效率T E选用m T E μl o g 616.017.0-=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m μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5×(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：s mPa ⋅=24.0A μ，s mPa ⋅=34.0B μ。

()()2672.07281.0134.07281.024.01=-⨯+⨯=-+=F B F A m x x μμμ5231.02672.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ2.实际塔板数p N ：精馏段：74.55231.0/31==p N块，取61=p N 块提馏段：38.135231.0/72==p N 块，取14块 总塔板数2021=+=p p p N N N 块三. 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（1）平均压强m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 5.10967.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 4.1072/5.1093.105=+=m p（2）平均温度m t依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度=t D 80℃ 加料板=t F 88℃。

()842/8880=+=m t ℃（3）平均分子量m M塔顶： y 1=0.9859，9404.01=x （查相平衡图）()kg/kmol 49.785.1129859.01789859.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/kmol06.805.1129404.01789404.0,=⨯-+⨯=mLD M加料板：9222.0=F y ，7281.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 08.805.1129222.01789222.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol38.875.1127281.01787281.0,=⨯-+⨯=mLD M精馏段：()kg/kmol 825.792/08.8049.78,=+=m V M()kg/kmol72.832/38.8706.80,=+=mL M（4）平均密度m ρ 1.液相平均密度m L ρ,表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m 3）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 ： t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ式中的t 为温度，℃塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LD3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LD3kg/m5.8201.103902.00.81798.01,,,,=⇒+=+=m LD BLD B ALD A mLD ρρa ρa ρ进料板：3kg/m 5.807881886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LF3kg/m6.1030880657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LF3,,,,kg/m 88.8796.103038.05.80762.01=⇒+=+=m LF BLF BALF AmLF a a ρρρρ精馏段：()3,kg/m 19.8502/88.8795.820=+=m L ρ 2.汽相平均密度m V ρ,()3,,kg/m88.284273314.865.794.107=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ（5）液体的平均表面张力m σ附： 表4-2 组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算：AB B A BA m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率）计算得，塔顶：mN/m 08.21,=A D σ；mN/m 02.26,=B D σ（80℃）mN/m 14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=D A B BA BA m D xσx σσσσ 进料板：mN/m 20.20,=A F σ；mN/m 34.25,=B F σ（88℃）mN/m 20.20702.034.25298.020.2034.2520.20,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=F A B B A BA m F xx σσσσσ 精馏段：()mN/m 67.202/20.2014.21=+=m σ 氯苯的汽化潜热：常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。