苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计Word格式文档下载.doc
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设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.2%的氯苯51000t/a，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%），料液温度为50℃
（二）操作条件
1.塔顶压强4kPa（表压）；
2.进料热状况：
泡点进料；
3.回流比：
R=1.8Rmin；
4.塔釜加热蒸汽压力506kPa；
5.单板压降不大于0.7kPa；
6.年工作日330天，每天24小时连续运行。
（三）设计内容
1.设计方案的确定及工艺流程的说明；
2.塔的工艺计算；
3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；
4.塔内流体力学性能的设计计算；
5.塔板负荷性能图的绘制；
6.塔的工艺计算结果汇总一览表；
7.辅助设备的选型与计算；
8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；
9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
（四）基础数据
1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8
苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
2.组分的液相密度（kg/m3）
817
805
793
782
770
757
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯推荐：
氯苯推荐：
式中的t为温度，℃。
3.组分的表面张力（mN/m）
85
115
131
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
双组分混合液体的表面张力可按下式计算：
（为A、B组分的摩尔分率）
4.氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×
103kJ/kmol。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
（氯苯的临界温度：
）
5.其他物性数据可查化工原理附录。
二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
（一）设计方案的确定及工艺流程的说明
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点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后送至苯液贮罐；
塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。
在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。
操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。
塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
（二）全塔的物料衡算
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78.11和112.61kg/kmol
2.平均摩尔质量
3.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：
，全塔物料衡算：
（三）塔板数的确定
1.理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·
T法）求取，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
依据，，将所得计算结果列表如下：
83
87
93
96
103
839.5
945.5
1122.5
1252.5
1473
165.1
187.9
231.4
266.6
325.1
两相摩尔分率
x
1
0.882
0.755
0.677
0.593
0.500
0.442
0.379
y
0.974
0.939
0.913
0.876
0.824
0.785
0.735
107
113
117
123
127
1637
1907
2103
2427
2663
367.9
442.9
500.1
595.8
666.2
0.309
0.265
0.217
0.162
0.127
0.090
0.047
0.019
0.666
0.614
0.544
0.448
0.376
0.287
0.165
0.071
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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
2）确定操作的回流比R
将1）表中数据作图得曲线及曲线。
在图上，因，查得，而，。
故有：
3）求理论塔板数（需要用三种方法）
方法一：
图解法
精馏段操作线：
提馏段操作线为过和两点的直线。
苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
苯-氯苯物系的温度组成图
解得块（不含釜）。
其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。
方法二：
解析法
苯-氯苯混合液的t-α图
由上图得：
塔顶为80.5℃，
加料板为88℃，
塔底为130.4℃，
所以：
，
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
将带入求得
将带入精馏段操作线方程，求得
以此类推，得
，所以将其带入提馏段操作线方程
所以，
方法三：
吉利兰图法
全塔
其中，
精馏段
提馏段
求得，
综合三种方法，第三种方法塔板数最大为11.0
2.实际塔板数
1）全塔效率
选用公式计算。
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（80.5+130.4）=105.45℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：
，。
2）实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段：
块，取块
提馏段：
总塔板数块。
（四）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
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
平均压强
2.平均温度
查温度组成图得：
塔顶为80.5℃，加料板为88℃。
℃
3.平均分子量
，（查相平衡图）
，（查相平衡图）
4.平均密度
1）液相平均密度
进料板：
2）汽相平均密度
5.液体的平均表面张力
；
（80.5℃）
（88℃）
6.液体的平均粘度
查化工原理附录，在80.5℃下有：
在88℃下有：
（五）精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率
汽相体积流量
液相回流摩尔流率
液相体积流量
冷凝器的热负荷
（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
1.塔径
1）初选塔板间距及板上液层高度，则：
2）按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）
查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速：
m/s
3）操作气速
取
4）精馏段的塔径
圆整取，此时的操作气速。
2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1）溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。
①溢流堰长（出口堰长）
堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
②出口堰高
对平直堰
由及，查化工原理图得，于是：
（满足要求）
③降液管的宽度和降液管的面积
由，查化原下P147图11-16得，即：
，，。
液体在降液管内的停留时间
④降液管的底隙高度
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：
（不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）
2）塔板布置
①边缘区宽度与安定区宽度
边缘区宽度：
一般为50~75mm，D>
2m时，可达100mm。
安定区宽度：
规定m时mm；
m时mm；
本设计取mm，mm
②开孔区面积
式中：
3）开孔数和开孔率
取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。
故孔心距。
每层塔板的开孔数（孔）
每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速
4）精馏段的塔高
（七）塔板上的流体力学验算
1.气体通过筛板压降和的验算
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