苯氯苯连续精馏塔的工艺设计方案Word格式.docx
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X
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0.102
0.161
0.232
0.315
0.419
0.506
0.608
0.755
0.882
0.92
Y
0.146
0.335
0.464
0.575
0.678
0.77
0.828
0.881
0.935
0.97
0.98
五.设计内容
（一）设计方案的确定及流程说明
（二）精馏塔的物料衡算
（三）塔板数的确定
1、理论塔板数计算
2、实际塔板数计算
（四）塔体工艺尺寸计算
1、塔径的计算
2、塔的有效高度计算
（五）塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管
底隙高度）
（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）
（3）塔板的流体力学验算
（4）塔板的负荷性能图
（六）设计结果概要或设计一览表
（七）辅助设备选型与计算
（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图
（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论
设计方案
此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。
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。
工艺流程
原料液由高位槽即原料储罐中引出，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，蒸汽流量由控制器控制，塔底产品经冷却后送至储罐。
塔主体设计
设计任务及操作条件：
（2）进料热状态泡点进料；
根据设计要求可得：
轻组分摩尔分数：
进料原液：
==46.9%
同理可求塔顶产品97.6%；
塔釜%
平衡曲线的确定：
1.根据苯-氯苯的相平衡数据作图
温度
由于泡点进料==0.469由图查得=0.805
回流比：
利用公式可求得=0.509
取R=2=1.18
平均摩尔质量：
＝78.11×
0.469＋（1－0.469）×
112.56＝96.40kg/kmol
0.976＋（1－0.976）×
112.56＝78.94kg/kmol
0.029＋（1－0.029）×
112.56＝111.56kg/kmol
由于生产能力为96吨/day（24h）原料液。
即为F′=96吨/day=4000kg/h;
F=4000/96.40=41.49Kmol/h
解得
所以D=1515.79/78.94=19.21Kmol/h;
W=2484.21/111.56=22.27Kmol/h
由此可得精馏塔的汽、液相负荷
L=RD=1.18×
19.21=22.67kmol/h
V=（R+1）D=（1.18+1）×
19.21=41.88kmol/h
L′=L+F=22.67+41.49=64.16kmol/h
V′=V=41.88kmol/h
进而可求操作线方程：
精馏段：
提留段：
查《化学化工物性数据手册》
80℃时苯蒸汽压：
=110kpa;
氯苯蒸汽压：
=19.66;
kpa
140℃时苯蒸汽压：
=480kpa;
=126.1kpa;
可求；
可以确定在4.705左右。
将进料点带入平衡方程其中y=0.805,x=0.469；
因此相平衡方程为
理论塔板数的确定：
现已知：
由此进行逐板法求理论塔板数：
（设塔顶处为第一块板向塔釜标注）
=0.976所以
第一块板：
第二块板：
0.749
依次计算列入下表：
板数
y
x
备注
0.976
0.897
精馏段
0.933
0.853
0.555
0.748
0.389
提留段
0.610
0.251
0.399
0.124
0.206
0.052
0.096
0.022
0.049
0.011
第4块板进料
经作图法验证理论塔板数为8块基本合理
塔顶、塔釜、进料板温度及其他物性参数的计算
内差法计算温度：
根据查得的气液平衡与温度关系表
塔顶：
解得=353.880K=80.730℃
进料板：
解得=371.751K=98.601℃
塔釜：
解得=401.314K=128.164℃
同理用内差法查各处粘度、密度及表面张力：
各温度下参数（化学化工物性参数手册）
80.000
100.000
120.000
140.000
密度
苯
815.000
792.500
768.900
744.100
氯苯
1042.000
1091.000
996.400
972.900
粘度mPa*s
0.308
0.255
0.215
0.184
0.428
0.363
0.313
0.274
表面张力（mN/m）
21.270
18.850
16.490
14.170
23.750
21.570
19.420
17.320
用内差法计算得：
温度/℃
=80.730
=98.601
=128.164
t塔=104.497
t精=89.67
814.179
794.151
758.777
774.206
804.121
1043.789
1097.617
986.807
1017.671
1030.880
0.306
0.258
0.202
0.224
0.282
0.426
0.366
0.297
0.324
0.397
表面张力（mN/m）
21.182
19.015
15.543
17.021
20.100
23.670
21.720
18.563
19.903
22.696
全塔平均温度为：
（80.730＋128.164）÷
2=104.497℃
μ=0.224×
0.496＋0.324×
0.504=0.274mPa*s
实际塔板数：
α×
μ=4.674×
0.274=1.281mPa*s查塔效率关联图得:
=43%;
=0.49=0.49×
=0.461
实际塔板数为：
N17.35；
所以实际塔板数为18块。
精馏段平均物性参数：
由上表参数进行如下计算
精馏段平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
平均压强
精馏段平均温度
已经求得
平均温度为：
=（80.730＋98.601）÷
2=89.67℃
平均分子量
0.805＋（1－0.805）×
112.56＝84.82kg/kmol
0.897＋（1－0.897）×
112.56＝81.66kg/kmol
精馏段平均密度
液相平均密度
可得
汽相平均密度
精馏段液体的平均表面张力
氯苯的汽化潜热：
纯组分的汽化潜热与温度的关系式：
（氯苯的临界温度：
）
（常压沸点下的汽化潜热为35.3×
103kJ/kmol。
液体的平均粘度
塔和塔板主要工艺尺寸的设计：
气液相负荷的计算：
汽相摩尔流率kmol/h
汽相体积流量
液相回流摩尔流率
液相体积流量
塔直径D的确定：
设板间距液层高度：
查泛点关联图：
0.125×
圆整后D=600mm;
操作气速u=1.171m/s
塔高：
（人孔取700mm）
H=（3-1）×
600+（5-1）×
600+700=4300mm=4.3m
塔板设计：
采用单流型塔板
溢流装置：
溢流堰：
堰长m
此时故成立
堰高
降液管：
降液管宽
查表得
D=0.6m
所以可求得：
τ=
降液管高度：
在0.02~0.25之间满足要求
塔板设计
塔板布置
开孔面积：
据经验值取D=0.600m代入上式
;
据经验值：
安定区无效区
筛孔：
据经验值取：
孔径孔间距t=2.4则t=12mm
开孔率：
取
筛孔数目：
验证：
基本符合
筛孔气速：
筛板流体力学验算：
塔板压降：
板厚度取查得
查得
即0.08×
9.81×
888.1=696pa
液沫夹量
漏液点气速校核
基本符合
停留时间核算：
塔板负荷性能图：
液沫夹带线
令
得下表
Vs
0.0001
0.0003
0.0005
0.0007
0.0009
0.0012
0.0016
Ls
0.4640
0.4488
0.4370
0.4267
0.4173
0.4045
0.3889
液泛线
设则
得则
由于则可得
则可求
0.5168
0.5055
0.4954
0.4852
0.4747
0.4576
0.4315
液相上线
可求不同值
漏液线
设则
0.1562
0.1589
0.1609
0.1627
0.1643
0.1665
0.1691
液相下线
得下图
操作弹性：
精馏塔的设计计算结果汇总一览表
项目
符号
单位
计算结果
提馏段
Pm
kPa
106.2
平均温度
tm
℃
89.67
-
平均流量
气相
m3/s
0.331
液相
0.00058
实际塔板数
块
18
板间距
m
0.6
塔段的有效高度
H
4.3
塔径
D
空塔气速
u
m/s
1.171
塔板液流型式
单流型
溢
流
装
置
溢流管型式
弓形
堰长
0.385
0.061
溢流堰宽度
0.075
底隙高度
0.051
板上清液层高度
0.06
孔径
mm
孔间距
孔数
n
个
1006
开孔面积
A0
m2
0.0197
筛孔气速
16.80
塔板压降
0.696
液体在降液管中的停留时间
S
17.58
降液管内清液层高度
0.0486
雾沫夹带
kg液/kg气
负荷上限
雾沫夹带控制
负荷下限
漏液控制
气相最大负荷
0.338
气相最小负荷
0.200
操作弹性
1.69
108.1
89.305
113.285
0.355
0.379
0.000665
0.00198
0.699
0.72
0.0504
0.18
0.023
2485
0.0312
11.83
0.657
42.88
0.134
0.510
0.237
2.15
附属设备选型
塔顶空间：
塔底空间：
冷凝器选型
冷凝器的热负荷
传热面积：
管数：
选AES700-4-158.4-6/25-2Ⅰ
进料为高位槽进料。
设计感想
通过本次板式塔的设计和选型，整体地了解了塔设计的全过程、附属设备的配套选型，和塔设计的精细要求。
对学习过的精馏塔相关知识有了更深的理解，对化工过程有了进一步的了解。
本次设计虽然不是一个现实工厂里的的工程设计，但也是一次理论与实际结合的机会学习到理论知识的重要，和设计经验的重要性。
学习了在工程设计中的设计方法，和一些设计技巧。
学习到参数核算，参数调整的简单方法，进一步学习了对试差法、内差法、图解法、逐板法等方法的使用，也学会了Origin作图软件的简单使用。
在本次设计过程中设计思路不是很清晰，理论知识的运用也不是很熟练，说明自己对理论知识的掌握还不够扎实，对知识在实践中的应用不够灵活。
通过这次设计了解了自己在化工原理学习中的缺陷不足，让自己进一步、更好地学习这门课程。
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