苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

-专业课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计：学号：指导老师：时间：目录设计任务书 (2)一．设计题目 (2)二．操作条件 (2)三．塔板类型 (2)四．工作日 (3)五．厂址 (3)六．设计容 (3)七．设计基础数据 (3)符号说明 (4)设计方案 (8)一．设计方案的确定 (8)二．设计方案的特点 (9)三．工艺流程 (9)工艺计算书 (12)一．设计方案的确定及工艺流程的说明 (12)二．全塔的物料衡算 (12)三．塔板数的确定 (13)四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (16)五．精馏段的汽液负荷计算 (19)六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (20)七．塔板负荷性能图 (25)八．附属设备的的计算及选型 (28)筛板塔设计计算结果 (38)设计评述 (41)一．设计原则的确定 (41)二．操作条件的确定 (41)参考文献 (44)苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计设计任务书一．设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯10000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯为35%（以上均为质量分数）。

二．操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力：0.506MPa(表压)；5.单板压降：≤0.7kPa；三．塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）。

四．工作日每年330天，每天24小时连续运行。

五．厂址地区。

六．设计容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确定；3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板主要工艺尺寸的计算；6.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。

七．设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据其他物性数据可查有关手册。

符号说明a ——填料的有效比表面积，㎡/m3a t——填料的总比表面积，㎡/m3a w——填料的润湿比表面积，㎡/m3A a——塔板开孔区面积，m2A f——降液管截面积，m2A0——筛孔总面积，m2A t——塔截面积，m2c0——流量系数，无因次C——计算umax时的负荷系数，m/sd ——填料直径，md0——筛孔直径，mD ——塔径，mD L——液体扩散系数，m2/sD V——气体扩散系数，m2/se v——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E——液流收缩系数，无因次E T——总板效率，无因次F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)F0——筛孔气相动能因子，g——重力加速度，9.81m/s2h——填料层分段高度，mh1——进口堰与降液管间的水平距离，mh c——与干板压降相当的液柱高度，m液柱h d——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m h f——塔板上鼓泡层高度，mh l——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱h L——板上清液层高度，mh max——允许的最大填料层高度，mh0——降液管的低隙高度，mh OW——堰上液层高度，mh W——出口堰高度，mh′W——进口堰高度，mhδ——与克服表面力的压降相当的液柱高度，m液柱H——板式塔高度，mH B——塔底空间高度，mH d——降液管清液层高度，mH D——塔顶空间高度，mH F——进料板处塔板间距，mH OG——气相总传质单元高度，mH P——人孔处塔板间距，mH T——塔板间距，mH1——封头高度，H2——裙座高度，HETP——等板高度，mk G——气膜吸收系数，kmol/（m2•h•kPa）k L——液膜吸收系数，m/hK——稳定系数，无因次K G——气膜吸收系数kmol/（m2•h•kPa）l W——堰长，mL h——液体体积流量，m3/hL s——液体体积流量，m3/hL w——润湿速率，m3/（m•h）m——相平衡常数，无因次n——筛孔数目N OG——气相总传质单元数，N T——理论板层数P——操作压力，Pa△P——压力降，Pa△P P——气体通过每层筛板的压降，Pa r——鼓泡区半径，mu——空塔气速，m/su F——泛点气速，m/su0——气体通过筛孔的速度，m/su0′min——漏液点气速，m/su′0——液体通过降液管底隙的速度，m/s U——液体喷淋密度，m3/（m2•h）U L——液体质量通量，㎏/（m2•h）U min——最小液体喷淋密度，m3/（m2•h）U v——气体质量通量，㎏/（m2•h）V h——气体体积流量，m3/hV s——气体体积流量，m3/hw L——液体质量流量，㎏/hw V——气体质量流量，㎏/hW c——边缘无效区宽度，mW d——弓形降液管宽度，mx——液相摩尔分数X——液相摩尔比y——气相摩尔分数Y——气体摩尔比Z——填料层高度，mβ——充气系数，无因次δ——筛板厚度，mε——空隙率，无因次θ——液体在降液管停留时间，sμ——粘度，Pa•sρ——密度，kg/m3σ——表面力，N/mφ——开孔率或孔流系数，无因次Φ——填料因子，l/mψ——液体密度校正系数，无因次下标max——最大的min——最小的L——液相V——气相设计方案一．设计方案的确定通体由不锈钢制造，整个精馏塔包括：塔釜（再沸器）、塔体、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控制釜液温度进行控制，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℃围任意设定。

同时，为了满足用户的生产需要，每一段塔节的温度、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．设计方案的特点筛板塔是传质过程常用的塔设备。

它的主要优点有：(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３) 小孔筛板容易堵塞。

三．工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品储罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供高温气体，塔釜残液送至废热锅炉。

工艺流程简图：10图3-1 工艺流程简图课程设计-工艺流程图.dwg图3-2 PFD图表3-1 物料流量表物料流量表物料代号<1> <2> <3> <4> 流量（kg/h）氯苯1358.97 1262.6 59.61 76.37苯3744.43 2.53 2721.03 3741.9 温度（℃）88 84 40 40压力（atm） 1.06 1.13 1.037 1.037工艺计算书一．设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。

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。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔，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1.6倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

二．全塔的物料衡算（一）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78.11kg/kmol 和112.61kg/kmol 。

287.061.112/5311.78/5611.78/56=+=F x0.9862/112.6198/78.1198/78.11x D =+=00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0=+=W x（二）平均摩尔质量mol 87.494kg/k ＝112.61×0.728)－(1＋0.728×78.11＝ M F ()m ol 78.593kg/k 112.610.98610.98678.11M D =⨯-+⨯= ()km ol 112.511kg/112.610.0028810.0028878.11M W =⨯-+⨯=（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：W ′＝10000t/a ＝1262.6kg/h ，全塔物料衡算：F ′＝D ′＋W ′0.35F ′＝0.02D ′＋0.998W ′F ′＝3741.9kg/h F ＝3741.9/87.494＝42.768kmol/h D ′＝2479.3kg/h D ＝2479.3/78.593＝31.546kmol/h W ′＝1262.6kg/h W ＝1262.6/112.511＝11.222kmol/h三．塔板数的确定（一）理论塔板数T N 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N T ，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 Bt p p p p x --=/，t A p x p y / =，将所得计算结果列表如下：表3-1 相关数据计算温度，（℃）80 90 100 110 120 130 131.8i p苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯 148205293400543719760 两相摩尔分率x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 y10.913 0.785 0.614 0.376 0.071本题中，塔压力接近常压（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y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。

2.确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得y x ~曲线。

图3-1 苯—氯苯混合液的x —y 图在y x ~图上，因1=q ，查得925.0=e y ，而702.0==F e x x ，986.0=D x 。

故有：274.0702.0925.0925.0986.0=--=--=e e 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1.6倍，即：0.4384274.01.61.6=⨯==m R R精馏塔的汽、液相负荷：L=RD=0.4384×31.546=13.830kmol/h V=(R+1)D=(0.4384+1)×31.546=45.376kmol/h L ′=L+F=13.830+42.768=56.598kmol/h V ′=V=45.376kmol/h 3.求理论塔板数精馏段操作线：96.03.011+=+++=x R xx R R y D 提馏段操作线：120007.052.1-'='-'''='x V Wx V L y x w提馏段操作线为过()00288.0,00288.0和()884.0,702.0两点的直线。