苯-氯苯设计

化工原理课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (2)一．设计题目 (2)二．操作条件 (2)三．塔板类型 (2)四．工作日 (2)五．厂址 (2)六．设计内容 (2)七．设计基础数据 (3)符号说明 (4)设计方案 (7)一．设计方案的思考 (7)二．设计方案的特点 (7)三．工艺流程 (7)苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 (7)一．设计方案的确定及工艺流程的说明 (8)二．全塔的物料衡算 (8)三．塔板数的确定 (9)四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (12)五．精馏段的汽液负荷计算 (15)六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (15)七．塔板负荷性能图 (20)八．附属设备的的计算及选型 (23)筛板塔设计计算结果 (33)设计评述 (34)一．设计原则确定 (34)二．操作条件的确定 (34)设计感想 (36)苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务一．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50000t，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，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；三．塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）。

四．工作日每年300天，每天24小时连续运行。

五．厂址厂址为天津地区。

六．设计内容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温度，（℃）80 90 100 110 120 130 131. 8ip×0.133-1kPa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯148 205 293 400 543 719 760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，㎡/m3——填料的总比表面积，㎡/m3at——填料的润湿比表面积，㎡/m3awA——塔板开孔区面积，m2a——降液管截面积，m2AfA——筛孔总面积，m2——塔截面积，m2Atc——流量系数，无因次C——计算umax时的负荷系数，m/sd ——填料直径，m——筛孔直径，mdD ——塔径，m——液体扩散系数，m2/sDL——气体扩散系数，m2/sDV——液沫夹带量，kg(液)/kg(气)evE——液流收缩系数，无因次E——总板效率，无因次TF——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2)——筛孔气相动能因子，Fg——重力加速度，9.81m/s2h——填料层分段高度，mHETP关联式常数——进口堰与降液管间的水平距离，mh1h——与干板压降相当的液柱高度，m液柱c——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m hd——塔板上鼓泡层高度，mhfh——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱l——板上清液层高度，mhLh——允许的最大填料层高度，mmax——降液管的低隙高度，mhh——堰上液层高度，mOW——出口堰高度，mhWh’——进口堰高度，mWhδ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱H——板式塔高度，m溶解系数，kmol/(m3·kPa)——塔底空间高度，mHB——降液管内清液层高度，mHdH——塔顶空间高度，mD——进料板处塔板间距，mHF——气相总传质单元高度，mHOGHP——人孔处塔板间距，mHT——塔板间距，mH1——封头高度，H2——裙座高度，HETP——等板高度，mkG——气膜吸收系数，kmol/（m2•h•kPa）kL——液膜吸收系数，m/hK——稳定系数，无因次KG——气膜吸收系数kmol/（m2•h•kPa）lW——堰长，mLh——液体体积流量，m3/hLs——液体体积流量，m3/hLw——润湿速率，m3/（m•h）m——相平衡常数，无因次n——筛孔数目NOG——气相总传质单元数，NT——理论板层数P——操作压力，Pa△P——压力降，Pa△PP——气体通过每层筛板的压降，Pa r——鼓泡区半径，mu——空塔气速，m/suF——泛点气速，m/su——气体通过筛孔的速度，m/su 0，min——漏液点气速，m/su’——液体通过降液管底隙的速度，m/s U——液体喷淋密度，m3/（m2•h）UL——液体质量通量，㎏/（m2•h）Umin——最小液体喷淋密度，m3/（m2•h）Uv——气体质量通量，㎏/（m2•h）Vh——气体体积流量，m3/hVs——气体体积流量，m3/hwL——液体质量流量，㎏/hwV——气体质量流量，㎏/hWc——边缘无效区宽度，mWd——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——液体在降液管内停留时间，s μ——粘度，Pa•sρ——密度，kg/m3ζ——表面张力，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．设计方案的思考通体由不锈钢制造，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．设计方案的特点浮阀塔应用广泛，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。

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槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一．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。

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78.11 kg/kmol 和112.61kg/kmol 。

702.061.112/3811.78/6211.78/62=+=F x986.061.112/211.78/9811.78/98=+=D x00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0=+=W x（二）平均摩尔质量M F ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol()kg/kmol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=D M()kg/kmol 5.11261.11200288.0100288.011.78=⨯-+⨯=W M （三）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 ′＝50000t/a ＝6944.4kg/h ，全塔物料衡算：F ′＝D ′＋W ′0.38F ′＝0.02D ′＋0.998W ′F ′＝18865.6kg/h F ＝18865.6/88.39＝213.44kmol/h D ′＝11921.2kg/h D ＝11921.2/78.59＝151.69kmol/h W ′＝6944.4kg/h W ＝8944.4/112.5＝61.73kmol/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 /=，将所得计算结果列表如下：表3-1 相关数据计算 温度，（℃）80 90100110120130131.8ip苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率x10.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0y 1 0.9130.7850.6140.3760.071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2倍，即：548.0274.022=⨯==m R R求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548×151.69=83.13 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82 kmol/h L ′=L+F=83.13+213.44=296.57 kmol/h V ′=V=234.82 kmol/h 3.求理论塔板数精馏段操作线：64.035.011+=+++=x R xx R R y D 提馏段操作线：000757.026.1-'='-'''='x V W x 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。