板式精馏塔课程设计.docx
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板式精馏塔课程设计
《化工原理》课程设计报告
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
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姓名
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指导教师
化工原理设计任务书
一、设计题目:
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
二、设计任务
1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。
2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。
年工作日300天，每天24小时连续运行。
（设计任务量为3.5吨/小时）
三、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.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa；
5.单板压降不大于0.7kPa；
6.设备型式：
自选
7．厂址天津地区
四、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五行数据的计算；
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5.塔板的主要工艺尺寸计算；
6.塔板的流体力学计算；
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；
12.对设计过程的评述和有关问题的讨论
五、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
760
2.组分的液相密度
（kg/m3）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
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
氯苯
式中的t为温度，℃。
3.组分的表面张力
（mN/m）
温度，（℃）
80
85
110
115
120
131
苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
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。
一、设计方案的确定及流程说明
1.操作压力
蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。
应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。
例如对于热敏感物料，可采用减压操作。
本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2.进料状况
进料状态有五种：
过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。
但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。
这样塔的操作比较容易控制。
不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。
本次设计采用泡点进料即q=1。
3.加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。
便可以直接采用直接加热。
直接蒸汽加热的优点是：
可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。
塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。
但对有些物系。
当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。
只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。
本实验用循环水。
因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。
本设计任务为分离苯—氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。
其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。
工艺流程图见附图。
二、精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量MA=78.11Kg/Kmol
氯苯的摩尔质量MB=112.56Kg/Kmol
xF=
xD=
xw=
2.原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量
MF=0.702*78.11+（1-0.702）*112.56=88.38Kg/Kmol
MD=0.985*78.11+（1-0.985）*112.56=78.63Kg/Kmol
MW=0.00289*78.11+（1-0.00289）*112.56=112.46Kg/Kmol
3.物料衡算
塔底产品量W=3500/112.46=31.12Kmol/h
总物料衡算F=D+W
苯物料衡算F*0.702=0.985D+0.00289W
联立解得F=107.98Kmol/h
D=76.86Kmol/h
物料衡算结果如表1所示：
表1物料衡算结果
流量
组成（苯）
质量流量Kg/h
摩尔流量Kmol/h
质量分率
摩尔分率
进料
9543.3
107.98
0.62
0.702
塔顶
6043.5
76.86
0.98
0.985
塔底
3500
31.12
0.002
0.00289
三、塔板数的确定
1.理论板层数NT的求取
苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板数。
由已知苯-氯苯物系的饱和蒸汽压数据计算苯-氯苯的气液相平衡数据，绘出x-y图。
表2常压下苯-氯苯的气液相平衡数据
温度,℃
PA0,mmHg
PB0,mmHg
PA0,atm
PB0,atm
x
y
α=PA0/PB0
80
760
148
1.000
0.195
1.000
1.000
5.135
90
1025
205
1.349
0.270
0.677
0.913
5.000
100
1350
293
1.776
0.386
0.442
0.785
4.608
110
1760
400
2.316
0.526
0.265
0.613
4.400
120
2250
543
2.961
0.714
0.127
0.376
4.144
130
2840
719
3.737
0.946
0.019
0.072
3.950
131.8
2900
760
3.816
1.000
0.000
0.000
3.816
计算过程举例：
t=100℃
x=（P-PB0）/（PA0-PB0）=（760-293）/（1350-293）=0.442
y=PA0x/P=1350*0.442/760=0.785
α=PA0/PB0=1350/293=4.608
求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图1-1中对角线上，自点e（0.702,0.702）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：
yq=0.914xq=0.702
故最小回流比为：
Rmin=（xD-yq）/（yq-xq）=（0.985-0.914）/（0.914-0.702）=0.335
取操作回流比为：
R=2Rmin=2*0.335=0.67
求精馏塔的气液负荷
L=RD=0.67*76.86=51.50Kmol/h
V=（R+1）D=（1+0.67）*76.86=128.4Kmol/h
L’=L+F=51.50+107.98=159.48Kmol/h
V’=V=128.4Kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程为:
y=（L/V）x+（D/V）xD=（51.50/128.4）x+（76.86/128.4）*0.985=0.401x+0.590
提馏段操作线方程为：
y’=（L’/V’）x’-（W/V’）xW=（159.48/128.4）x-（31.12/128.4）*0.00289=1.242x-0.0007
图解法求理论板数
采用图解法求理论板数，如图1-1所示。
求解结果为
总理论板层数NT=10（包括再沸器）
进料板位置NF=4
2.实际板层数的求取
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质和流体的力学性质有关，反映了实际塔板上传质过程进行的程度。
（1）温度
利用表2数据，由拉格朗日插值法可得：
塔顶温度
进料温度
塔底温度
精馏段平均温度
t1=（tD+tF）/2=（89.19+80.5）/2=84.84℃
提馏段平均温度
t1=（tW+tF）/2=（89.19+131.5）/2=110.34℃
（2）混合物的粘度计算
表3不同温度下苯-氯苯的粘度
温度，℃
60
80
100
120
140
苯，mPas
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯，mPas
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274
液相平均粘度可用lgμLm=∑xilgμi
塔顶液相平均粘度
由lgμLDm=0.986*lg0.307+（1-0.986）*lg0.426
解得μLDm=0.308mPas
进料板液相平均粘度
由lgμLFm=0.702*lg0.284+（1-0.702）*lg0.398
解得μLFm=0.314mPas
塔底液相平均粘度
由lgμLWm=0.00286*lg0.196+（1-0.00286）*lg0.290
解得μLFm=0.290mPas
精馏段液相平均粘度
μLm=（0.308+0.314）/2=0.311mPas
提馏段液相平均粘度
μLm‘=（0.314+290）/2=0.302mPas
（3）实际塔板数
板效率可用ET=0.49（αμL）-0.245表示
精馏段的相对挥发度和实际塔板数
则精馏段的塔板效率为ET1=0.49（5.07*0.311）-0.245=0.438
则精馏段实际需要塔板数为NP1=4/0.438=9.12≈10
提馏段的相对挥发度和实际塔板数
则提馏段的塔板效率为ET1=0.49（4.39*0.302）-0.245=0.457
则提馏段实际需要塔板数为NP2=（10-4-1）/0.457=10.94≈11
总塔板数和全塔效率
总塔板数NP=NP1+NP2=10+11=21
全塔效率ET=NT/NP=（10-1）/21=42.86%
加料板位置在第11快板
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3Kpa
每层塔板压降△P=0.7Kpa
进料板压力PF=105.3+0.7*10=112.3Kpa
塔底操作压力PW=105.3+21*0.7=120.0
精馏段平均操作压力Pm1=（105.3+112.3）/2=108.8Kpa
提馏段平均操作压力Pm2=（105.3+120.0）/2=116.15Kpa
2.密度
表4不同温度下苯-氯苯温度
温度，℃
60
80
100
120
140
苯kg/m3
836.6
815
792.5
768.9
744.1
氯苯，kg/m3
1064
1042
1019
996.4
972.9
已知液相密度1/ρL=xA/ρA+xB/ρB,气相密度ρV=T0PM/22.4TP0
精馏段
液相平均组成,=0.835
气相平均组成,=0.965
所以ML1=78.11*0.835+112.56*（1-0.835）=83.79Kg/kmol
MV1=78.11*0.965+112.56*（1-0.965）=79.32Kg/kmol
因此
解得=847.45Kg/m3
=2.90kg/m3
提馏段
液相平均组成=0.265（t=110℃,见表2）
气相平均组成=0.613（t=110℃,见表2）
所以=78.11*0.265+112.56*（1-0.265）=103.43Kg/Kmol
=78.11*0.613+112.56*（1-0.613）=91.44Kg/Kmol
因此
解得=952.42Kg/m3
=3.34Kg/m3
3.混合液体表面张力
表5不同温度下苯-氯苯表面张力
温度，℃
60
80
100
120
140
苯，mN/m
23.74
21.27
18.85
16.49
14.17
氯苯，mN/m
25.96
23.75
21.57
19.42
17.32
液体平均表面张力公式σLm=∑xiσi表示
（1）表面张力计算
塔顶液相表面张力计算
σLDm=0.986*21.21+（1-0.986）*23.69=21.24mN/m
进料板液相表面张力的计算
σLFm=0.702*20.16+（1-0.702）*22.75=20.93mN/m
塔底液相表面张力计算
σLWm=0.00289*15.16+（1-0.0.00289）*18.21=18.20mN/m
精馏段液相平均表面张力
=（21.24+20.93）/2=21.08mN/m
提馏段液相平均张力
=（18.20+20.93）/2=19.56mN/m
（2）气液相质量体积流量
精馏段
液相质量流量L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s
气相体积流量V1=79.32*128.4=10184.69kg/h=2.8291kg/s
液相体积流量LS1=L1/ρL1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s
气相体积流量VS1=V1/ρV1=2.8291/2.90=0.9756m3/s
提馏段
液相质量流量L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s
气相体积流量V2=91.44*128.4=11740.90kg/h=3.2614kg/s
液相体积流量LS2=L2/ρL2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s
气相体积流量VS2=V2/ρV2=3.2614/3.34=0.9764m3/s
五、塔径和塔高的初步计算
1.塔径的计算
精馏段
其中，U=（0.6-0.8）UmaxUmax=C
取板间距HT=0.45mhL=0.06m,HT–hL=0.39m
横坐标：
0.5=0.5=0.02478
查史密斯关联表可得C20=0.085
表6史密斯关联表
C=C20（σL/20）0.2=0.085*（21.08/20）0.2=0.08590
umax=C=0.08590*=1.466m/s
u=0.7umax=0.7*1.466=1.026m/s
D===1.10m
按标准塔径圆整后取D=1.20m
塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2
实际空塔气速u=Vs/AT==0.863m/s
提馏段
取板间距HT=0.45m,hL=0.06m,HT-hL=0.39m
横坐标：
0.5=0.5=0.0832
查史密斯关联表可得C20=0.080
C=C20（σL/20）0.2=0.080*（19.56/20）0.2=0.07964
umax=C=0.07964*=1.342m/s
u=0.7umax=0.7*1.342=0.9397m/s
D===1.15m
按标准塔径圆整后取D=1.20m
塔截面积AT=0.785*1.22=1.13m2
实际空塔气速u=Vs/AT==0.864m/s
2.有效塔高的的计算
精馏段有效高度为Z1=（NP1-1）HT=（10-1）*0.45=4.05m
提馏段有效高度为Z2=（NP2-1）HT=（11-1）*0.45=4.5m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m
所以精馏塔的有效高度为Z总=Z1+Z2+0.6=9.15m
六、溢流装置的计算
因为塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
1.堰长LW
取LW=（0.6-0.8）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m
2.堰高hw
采用平直堰，堰上液层高度how=0.00284E（Lh/LW）2/3,近似取E=1
精馏段
how1=0.00284*1*（0.001414*3600/0.84）2/3=0.009440
hw1=hL-how1=0.06-0.00944=0.0506m
提馏段
how2=0.00284*1*（0.004811*3600/0.84）2/3=0.0214
hw2=hL-how2=0.06-0.0214=0.0386m
3.降液管
弓形降液管的宽度和截面积
由LW/D=0.7,查图5-7[1]得：
Af/AT=0.083Wd/D=0.151
故Af=0.083AT=0.083*1.131=0.0939m2
Wd=0.151D=0.151*1.2=0.1812m
验算降液管内停留时间
精馏段:
θ===29.90s≥5s
提馏段：
θ===8.79s≥5s
停留时间大于5s，所以降液管设计合理
降液管底隙高度h0
精馏段：
取降液管底隙的流速u0=0.08m/s
h0===0.02104m
hw-h0=0.0506-0.02104=0.0296m≥0.006m故合理
则hw’=hw=0.0506m
提馏段：
取降液管底隙的流速u0=0.25m/s
h0===0.02291m
hw-h0=0.0386-0.02291=0.0296m≥0.006m故合理
则hw’=hw=0.0386m
七、塔板设计
1.塔板布置
精馏段
塔板分布
因为塔径D=1200mm≥800mm,故塔板采用分块式，查表5-3[1]得塔板分为3块。
边缘区宽度确定
WS=WS’=0.065m,WC=0.035m
开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下式计算，即
Aa=2（+
其中D/2-（Wd+WS）=0.6-（0.1812+0.065）=0.354m
r=D/2-WC=0.6-0.035=0.565m
故Aa=2*（+=0.744m2
筛孔计算及其排列
本系所处理的物系有腐蚀性，可选δ=2.5mm的不锈钢，取筛孔直径d0=6mm,筛板按正三角形排列，取孔中心距t：
t=2.5d0=2.5*6=15mm
筛孔数目n：
n=1.155Aa/t2=1.155*0.744/0.0152=3819个
开孔率：
Ф=A0/Aa=0.907/（t/d0）2=0.1451
气体通过筛孔的气速为
u0=Vs/A0=0.9756/（0.1451*0.744）=9.04m/s
提馏段：
将提馏段的WS,Ws’,WC以及δ和精馏段的取相同值，t/d=2.5,则：
开孔数，开孔率，筛孔气速几乎相同。
故省略此处计算过程。
八、流体力学性能校核
1.塔板压降
精馏段
干板阻力hC的计算
干板阻力hC由下式计算，即
hC=0.051（）
由d0/δ=6/2.5=2.4,查图5-10[1]得，c0=0.75
故hC=0.051（）=0.025mmHg
气体通过液层阻力的计算
气体通过液层阻力由下式计算，即
=βhL
ua=VS/（AT-Af）=0.9756/（1.131-0.0939）=0.941m/s
Fa=uakg1/2/（s*m1/2）
查图5-11[1]，得β=0.59
故=βhL=β（hW+hOW）=0.59*（0.0506+0.00944）=0.0354mmHg
液体表面张力所造成的阻力hσ
液体表面张力所造成的阻力hσ可由下式计算，即：
hσ=0.00169mmHg
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hP=hC++hσ=0.025+0.0354+0.00169=0.06209mmHg
气体通过每层塔板的压降为
△PP=hPρLg=0.0621*847.45*9.81=516.1Pa≤0.7Kpa（设计允许值）
提馏段
干板阻力hC的计算
hC=0.051（）=0.0260mmHg
气体通过液层阻力的计算
气体通过液层阻力由下式计算，即
=βhL
ua=VS/（AT-Af）=0.9764/（1.131-0.0939）=0.941m/s
Fa=uakg1/2/（s*m1/2）
查图5-11[1]，得β=0.58
故=βhL=β（hW+hOW）=0.58*（0.0386+0.00944）=0.0279mmHg
液体表面张力所造成的阻力hσ
液体表面张力所造成的阻力hσ可由下式计算，即：
hσ=0.00140mmHg
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hP=hC++hσ=0.026+0.0279+0.00140=0.0553mmHg
气体通过每层塔板的压降为
△PP=hPρLg=0.0553*952.42*9.81=516.3Pa≤0.7Kpa（设计允许值）
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例中塔径和液面流量均不大，估可忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带
精馏段
液沫夹带量由下式计算，即：
eV===0.010kg液/kg气≤0.10kg液/kg气
精馏段
eV===0.011kg液/kg气≤0.10kg液/kg气
4.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0,min可按下式计算，即
u0,min=4.4C0
精馏段
u0,min=4.4*0.75=6.10
实际空速u0=9.04m/s≥6.10m/s
稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.5≥1.5
故在本设计中无明显漏液
精馏段
u0,min=4.4*0.75=6.10
实际空速u0=9.04m/s≥6.10m/s
稳定系数K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.5≥1.5
故在本设计中无明显漏液
1.液泛
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