苯氯苯连续精馏塔的工艺设计方案.docx

1、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；

2、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12345678910111213温度/K404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981五. 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

3、、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，

4、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

5、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）

6、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12345678910111213温度404.85401.15394.15389.55384.45379.55374.05370.05365.95360.65356.65355.35353.25X00.0350.1020.1610.2320.3150.4190.5060.6080.7550.8820.921Y

7、00.1460.3350.4640.5750.6780.770.8280.8810.9350.970.981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： 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/kmol 78.110.029(10.029)112.56111.56kg/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=1

8、515.79/78.94=19.21 Kmol/h;W=2484.21/111.56=22.27K mol/h由此可得精馏塔的汽、液相负荷L=RD=1.1819.21=22.67 kmol/hV=(R+1)D=(1.18+1)19.21=41.88 kmol/hL=L+F=22.67+41.49=64.16 kmol/hV=V=41.88 kmol/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;kpa140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

9、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yx备注10.9760.897精馏段20.9330.749精馏段30.8530.555精馏段40.7480.389提留段50.6100.251提留段60.3990.124提留段70.2060.052提留段80.0960.022提留段90.0490.011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

10、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

11、 14.170 氯苯23.750 21.570 19.420 17.320 用差法计算得：温度/=80.730=98.601=128.164t塔=104.497t精=89.67密度苯814.179794.151758.777774.206 804.121 氯苯1043.7891097.617986.8071017.671 1030.880 粘度mPa*s苯0.3060.2580.2020.224 0.282 氯苯0.4260.3660.2970.324 0.397 表面力（mN/m）苯21.18219.01515.54317.021 20.100 氯苯23.67021.72018.56319.

12、903 22.696 全塔平均温度为：（80.730128.164）2=104.497=0.2240.4960.3240.504=0.274mPa*s实际塔板数：=4.6740.274=1.281 mPa*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：=（80.73098.601）2=89.67平均分子量 78.110.469(10.469)112.5696.40kg/kmol 78

13、.110.805(10.805)112.5684.82kg/kmol 78.110.897(10.897)112.5681.66kg/kmol 78.110.976(10.976)112.5678.94kg/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35.3103kJ/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

14、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：= 降液管高度： 在0.020.25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

15、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0.089.81888.1=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：=塔板负荷性能图：液沫夹带线令得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.46400.44880.43700.42670.41730.40450.3889液泛线令设则 得 则由于则可得则可求得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.4747

16、0.45760.4315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1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691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PmkPa106.2平均温度tm89.67-平均流量气相m3/s0.331-液相m3/s0.00058-实际塔板数块18板间距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔径Dm0.6空塔气速um/s1.171塔板液流型式单流型溢流装置

17、溢流管型式弓形堰长m0.385堰高m0.061溢流堰宽度m0.075底隙高度m0.051板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm12孔数n个1006开孔面积A0m20.0197筛孔气速m/s16.80塔板压降kPa0.696液体在降液管中的停留时间S17.58降液管清液层高度m0.0486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/s0.338气相最小负荷m3/s0.200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PmkPa108.1平均温度tm89.305113.285平均流量气相m3/s0.3550.379液相m3/s

18、0.0006650.00198实际塔板数块9板间距m0.6塔段的有效高度Hm4.3塔径Dm0.6空塔气速um/s0.699塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.72堰高m0.0504溢流堰宽度m0.18底隙高度m0.023板上清液层高度m0.06孔径mm4孔间距mm12孔数n个2485开孔面积A0m20.0312筛孔气速m/s11.83塔板压降kPa0.657液体在降液管中的停留时间S42.88降液管清液层高度m0.134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/s0.510气相最小负荷m3/s0.237操作弹性2.15附属设备选型塔顶空

19、间：塔底空间：冷凝器选型冷凝器的热负荷传热面积：管数：选AES 700-4-158.4-6/25-2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。