苯氯苯连续精馏塔的工艺设计方案.docx

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苯氯苯连续精馏塔的工艺设计方案

苯-氯苯连续精馏塔的工艺设计方案

一．设计题目

苯-氯苯连续精馏塔的设计

二.设计任务及操作条件

1.进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；

2.产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；

3.生产能力为96吨/day（24h）原料液。

4.操作条件

（1）塔顶压强4kPa（表压）；

（2）进料热状态自选；

（3）回流比自选；

（4）塔底加热蒸汽压力：

0.5MPa

（5）单板压降≤0.7kPa。

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.设备形式：

筛板塔

四.有关物性参数

相对分子质量：

苯：

78.11；氯苯：

112.56

序号

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

温度/K

404.85

401.15

394.15

389.55

384.45

379.55

374.05

370.05

365.95

360.65

356.65

355.35

353.25

X

0

0.035

0.102

0.161

0.232

0.315

0.419

0.506

0.608

0.755

0.882

0.92

1

Y

0

0.146

0.335

0.464

0.575

0.678

0.77

0.828

0.881

0.935

0.97

0.98

1

五.设计容

（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℃围任意设定。

同时，为了满足需要，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。

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。

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，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：

1.进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；

2.产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；

3.生产能力为96吨/day（24h）原料液。

4.操作条件

（1）塔顶压强4kPa（表压）；

（2）进料热状态泡点进料；

（3）回流比自选；

（4）塔底加热蒸汽压力：

0.5MPa

（5）单板压降≤0.7kPa。

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

序号

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

13

温度

404.85

401.15

394.15

389.55

384.45

379.55

374.05

370.05

365.95

360.65

356.65

355.35

353.25

X

0

0.035

0.102

0.161

0.232

0.315

0.419

0.506

0.608

0.755

0.882

0.92

1

Y

0

0.146

0.335

0.464

0.575

0.678

0.77

0.828

0.881

0.935

0.97

0.98

1

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

＝78.11×0.976＋（1－0.976）×112.56＝78.94kg/kmol

＝78.11×0.029＋（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;氯苯蒸汽压：

=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；

解得

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

1

0.976

0.897

精馏段

2

0.933

0.749

精馏段

3

0.853

0.555

精馏段

4

0.748

0.389

提留段

5

0.610

0.251

提留段

6

0.399

0.124

提留段

7

0.206

0.052

提留段

8

0.096

0.022

提留段

9

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

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℃

同理用差法查各处粘度、密度及表面力：

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

苯

0.308

0.255

0.215

0.184

氯苯

0.428

0.363

0.313

0.274

表面力（mN/m）　

苯

21.270

18.850

16.490

14.170

氯苯

23.750

21.570

19.420

17.320

用差法计算得：

温度/℃

=80.730

=98.601

=128.164

t塔=104.497

t精=89.67

密度

苯

814.179

794.151

758.777

774.206

804.121

氯苯

1043.789

1097.617

986.807

1017.671

1030.880

粘度mPa*s

苯

0.306

0.258

0.202

0.224

0.282

氯苯

0.426

0.366

0.297

0.324

0.397

表面力（mN/m）

苯

21.182

19.015

15.543

17.021

20.100

氯苯

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

＝78.11×0.469＋（1－0.469）×112.56＝96.40kg/kmol

＝78.11×0.805＋（1－0.805）×112.56＝84.82kg/kmol

＝78.11×0.897＋（1－0.897）×112.56＝81.66kg/kmol

＝78.11×0.976＋（1－0.976）×112.56＝78.94kg/kmol

精馏段：

精馏段平均密度

液相平均密度

塔顶：

可得

进料板：

可得

精馏段：

汽相平均密度

精馏段液体的平均表面力

塔顶：

进料板：

精馏段：

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

塔顶：

进料板：

精馏段：

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

汽相体积流量

液相回流摩尔流率

液相体积流量

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：

开孔面积：

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

基本符合

漏液点气速校核

基本符合

停留时间核算：

τ=

塔板负荷性能图：

液沫夹带线

令

得下表

序号

1

2

3

4

5

6

7

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

令

设则

得则

由于则可得

则可求

得下表

序号

1

2

3

4

5

6

7

Vs

0.0001

0.0003

0.0005

0.0007

0.0009

0.0012

0.0016

Ls

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

由于则可得

则可求

得下表

序号

1

2

3

4

5

6

7

Vs

0.0001

0.0003

0.0005

0.0007

0.0009

0.0012

0.0016

Ls

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

精馏段

提馏段

平均压强

Pm

kPa

106.2

平均温度

tm

℃

89.67

-

平均流量

气相

m3/s

0.331

-

液相

m3/s

0.00058

-

实际塔板数

块

18

板间距

m

0.6

塔段的有效高度

H

m

4.3

塔径

D

m

0.6

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

m

0.385

堰高

m

0.061

溢流堰宽度

m

0.075

底隙高度

m

0.051

板上清液层高度

m

0.06

孔径

mm

5

孔间距

mm

12

孔数

n

个

1006

开孔面积

A0

m2

0.0197

筛孔气速

m/s

16.80

塔板压降

kPa

0.696

液体在降液管中的停留时间

S

17.58

降液管清液层高度

m

0.0486

雾沫夹带

kg液/kg气

0.022

负荷上限

雾沫夹带控制

负荷下限

漏液控制

气相最大负荷

m3/s

0.338

气相最小负荷

m3/s

0.200

操作弹性

1.69

项目

符号

单位

计算结果

精馏段

提馏段

平均压强

Pm

kPa

108.1

平均温度

tm

℃

89.305

113.285

平均流量

气相

m3/s

0.355

0.379

液相

m3/s

0.000665

0.00198

实际塔板数

块

9

板间距

m

0.6

塔段的有效高度

H

m

4.3

塔径

D

m

0.6

空塔气速

u

m/s

0.699

塔板液流型式

单流型

溢

流

装

置

溢流管型式

弓形

堰长

m

0.72

堰高

m

0.0504

溢流堰宽度

m

0.18

底隙高度

m

0.023

板上清液层高度

m

0.06

孔径

mm

4

孔间距

mm

12

孔数

n

个

2485

开孔面积

A0

m2

0.0312

筛孔气速

m/s

11.83

塔板压降

kPa

0.657

液体在降液管中的停留时间

S

42.88

降液管清液层高度

m

0.134

雾沫夹带

kg液/kg气

0.022

负荷上限

雾沫夹带控制

负荷下限

漏液控制

气相最大负荷

m3/s

0.510

气相最小负荷

m3/s

0.237

操作弹性

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、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。