1、课程设计题目一 苯- 氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.5%的氯苯 20000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 42%（以上均为质量 %） 。二、操作条件1.塔顶压强 4kPa（表压） ；2.进料热状况，泡点进料 q=1；3.回流比，R =1.5Rmin4.塔釜加热蒸汽压力 506kPa；5.单板压降不大于 0.7kPa；6.年工作日 300 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
2、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 单位：mmHgip表一 组分的饱和蒸汽压 ip温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯 148 205 293 400 543 719 760注：1 mmHg=133.322Pa2.组分的液相密度 单位：kg/m 3表二 组分的液相密度 温度， （） 80 90 100 110 120 130苯 81
3、7 805 793 782 770 757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 tA186.392氯苯 B0574注：式中的 t 为温度，。3.组分的表面张力 单位：mN/m表三 组分的表面张力 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：m（ 为 A、B 组分的摩尔分率）ABAmx、4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3103kJ/kmol。
4、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： ）38.01238.012trc C2.359ct5.其他物性数据可查化工原理附录。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。二、全塔的物料衡算（一）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。58/7.10.6532Fx98/./9D05
5、781073652Wx（二）平均摩尔质量 .6.1.89.4kg/molFM5762980.178D35.3.12.36/lW（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 300 天，一天以 24 小时计，有：201t/a278kg/h4=3全塔物料衡算： 0.42.0.95FDW6.5/9kgh278FD1.3/.47.kmol/h501278/.62.l/三、塔板数的确定（一）理论塔板数 的求取TN苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取 ，步骤如下：TN（1）相平衡数据的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 。再依据yx， ，将所得计算结果如下
6、表：BABt ppx/ tApxy/表四 苯氯苯的相平衡数据温度/ 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯 148 205 293 400 543 719 760x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0两相摩尔分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0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。yx（2）确定操作的回流比 R将表四中数据作图
7、得 曲线及 曲线。在 图上，因 ，查得yxty1q，而 ， 。故有：935.0ey0.65eF986.0D983.1DmexyR图一 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图二 苯-氯苯物系的温度组成图考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的 1.5 倍，即：1.5.0189.235mR（3）求理论塔板数精馏段操作线方程： 0.21.791DxRy将 xF 带入精馏段操作方程得：y F=0.9260.65提馏段操作线为过 和 两点的直线。.07365,.0.65,.92提馏段操作线方程： WL131-xy图解得 块（不含釜） 。其中，精馏段 块，提馏段.91.TN4TN
8、块，第 5 块为加料板位置。 .62（二）实际塔板数 p1.全塔效率 TE选用 公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPasmlog61.07.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+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值） ，在此平均温度下查化工原理附录 11 得： ， 。sPa24.0AsPa34.0B2734.065.134.065.2401 FBFAmxx827log7log6.07.mTE2.实际塔板数 （近似取两段效率相同）pN精馏段： 块，取 块4.518./411pN提馏段： 块，取 块2062p 2总塔板数 块
9、。921pN四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强 m取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶： kPa3.1054.Dp加料板： 9.87F平均压强 a12/m（二）平均温度 t查温度组成图得：塔顶为 80，加料板为 91。5.82/910mt（三）平均分子量 mM塔顶： ， （查相平衡图）6.1Dxy975.01xkg/mol59.7861.28890, mV75.,LD加料板： ， （查相平衡图）3.Fy6.Fxkg/ol35.8061.2935.01890, mVMm9.75.,LD精馏段： kg/ol47.2/, mVkg/mol31.842/65.97.8,
10、 mLM（四）平均密度 1.液相平均密度 mL,塔顶： 3kg/0.8176.1392186.392, tAD m90540574,BL 3kg/5.8201.39.81 , mLDBLDAmLD a进料板： 3, /9674.6216.392tF, kg21057.40574BL 3, /m78.43.1296.831mLFBLFAmLFa精馏段： , kg/45/7.45.8202.汽相平均密度 mV,3, kg/m82.5.27314.89mVRTMp（五）液体的平均表面张力 m塔顶： ； （80）N/0.2,ADN/0.6,BD mN/14.2986.214.82, ABAmx进料板：
11、 ； （88）/m831.9,F/7,BF/298.165.09.243.0., FABAmx精馏段： N/12/9814.2（六）液体的平均粘度 mL,塔顶：查化工原理附录 11，在 80下有： smPa 317.04.5.0986.315.0, DBAmLDx加料板： sa246.28, LF精馏段： smP.2/317.0, m五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 kol/h215.68.503.DRV汽相体积流量 /s497216303,mVsM汽相体积流量 /h79/s49.33h液相回流摩尔流率 kmol/h405.18.52.RDL液相体积流量 s396.7360,mLs液相体积
12、流量 /h1.42/s95.03h冷凝器的热负荷 kW12.476098. VrQ六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m50THm60Lh4.6.LTh2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 （即泛点气速 ）maxuFu0142.823.65479.03.5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 2C负荷因子 09361.21.095.20 泛点气速： m/s6073.82./.4.8361./max VLCu3.操作气速取 m/s125.6073.7.0maxu4.精馏段的塔径 70484/9.4/ VDs圆整取 ，此时的操作气速 。80/
13、s91u（二）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） wl取 m48.060Dlw堰上溢流强度：，hm/130h/97.248./.1/ 3 whlL满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高 woLh对平直堰 3/20284.whwlLE由 及 ，查化工原理图 11-11 得6/Dl 921.84.0/.1/5.5. ，于是：1.E（满足要求）m06./42.0.283/2owh05966oL（3）降液管的宽度 和降液管的面积dWfA由 ，查化原下 P147 图 11-16 得 ，即：.0/D
14、lw 054./,1./TfdADW， ， 。m8d 22m504.78.AT 270f液体在降液管内的停留时间（满足要求）s598.36./01./ sTfLH（4）降液管的底隙高度 oh液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：m/s0.oum0265.4.839owslLh（ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）塔板分块，因 D=800mm，根据表 56 将塔板分作 3 块安装；（2）边缘区宽度 与安定区宽度cWs边缘区宽度 ：一般为 5075mm，D 2m 时， 可达 100mm。cW安定区宽度 ：规定 m
15、时 mm； m 时 mm；s5.17s 5.110s本设计取 mm， mm。60cs（3）开孔区面积 .aA2 12212m4817.0 340.sin.083.0.3sin RxxRa式中： m.75.1.4/ sdWDx306.0cR3.开孔数 和开孔率n取筛孔的孔径 ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 ，m5od 3且取 。故孔心距 。0.3/ot 153t每层塔板的开孔数 （个） 248017.08018232 aAtn每层塔板的开孔率 （ 应在 515%，故满足要求）1.397./.2odt每层塔板的开孔面积 2m04865.17.0.aoA气体通过筛孔的孔速 /s/49/osVu
16、4.精馏段的塔高 1Z5.3081 TpHN四、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降 和 的验算fhfpechf1.气体通过干板的压降 c m02816.645.8.0215.051.2 LVocCuh式中孔流系数 由 查图 11-10 得出， 。673/d .oC2.气体通过板上液层的压降 lhm050e Lowh式中充气系数 的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速 ，对单流型塔板有：aum/s0465.127.504.9fTsaAVu动能因子 78.VauF查化图 5-35 得 （一般可近似取 ） 。.6.053.气体通过筛板的压降（单板压降） 和fhfp1.03.02816.f
17、ech 0.7kPa512.Pa7.56945fLfgp即有： ，满足设计的操作要求。f.7kPa（二）雾沫夹带量 的验算Vem/s 1.046327.504.9AuTsn f 气 （ 满 足 要 求 ）液气液 /kg1.0/kg0831. 06.52.431029.57.5 2.36.36 fTaVhHue式中： ，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。Lfh.2（三）漏液的验算漏液点的气速 omu4.0.56.13/0.62385.64.886/somLVCh（式中： m0.5.19645.8243oLgdh则有：筛板的稳定性系数 （不会产生过量液漏）.21846.2omuK（四）液泛的验算
18、为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 wTdhHdLfdhH m0245.0265.483915.0153.02 owsdlhm.6d相对泡沫密度取 ，则有05= 2768.039wThH即有： 成立，故不会产生液泛。wTd通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选 及 ，进行优化设计。THLh八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）2.365107.5LTav hHue式中： .1035.024.7ssa sTfVuVAL 2/32/32/32.5.6.0396.028402.5.1.0134970woswsShhLElL 将已知数据
19、代入式 中得：ve3.263 /2.1355. 012190.497ssVL3/287.ssV在操作范围内，任取几个 值，依式（1-1 ）算出对应的 值列于下表： s sV/sm3,L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027sV1.5605 1.5236 1.4981 1.4753 1.4464依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2）fTwowdHhh3/2 3/23/208.1 48.06108.64s ssoLLlE2c 22.50.51.80.1.84643oVsVLoLssuhCCA2/3e 2/30.5.961.080.2968wo ss
20、h LL2/3fce.1sV2 220.530.538948065s sd swoLh Llh22/3 2/3269.139.0.561.857.19ss ssL（ ）/2 .68471sss LLV在操作范围内，任取几个 值，依式（2-2 ）算出对应的 值列于下表：s sV/sm3,L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027sV1.2702 1.2392 1.2134 1.1863 1.1447依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3）3,max0.527.0m/sTfsHAL（四）漏液线（气相负荷下限线） （4） 2/30.53961.8Lw
21、oshL漏液点气速： 2/34./0856013.5961.08.0852.64/.3omoLVsuChL ，整理得：omsAVin,22/3,i1.70.918ssL在操作范围内，任取几个 值，依式（4-4）算出对应的 值列于下表：s sV/s,3L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027msV0.314001 0.322648 0.328489 0.33632 0.340037依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线取平堰堰上液层高度 m， 。06.owh0.1E2/3 2/3,in60.284.840.6.s sowwLLhEl3,min.91
22、/sL图精馏段塔板负荷性能（六）操作线与操作弹性操作气液比 /0.497/.356127.3sVL过（0,0）和（0.0003956,0.4974）两点，在图中做操作线.操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 与气相允许最小负荷max,sV之比，从图中可得：min,s操作弹性= 14.326.09min,axsV九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表计 算 结 果项 目 符 号 单 位 精馏段 提馏段平均压强 mPkPa 108.1 114.75平均温度 t 85.5 114346气相 sVm3/s 0.4974 0.5046平均流量液相 Lm3/s 0.0
23、003965 0.0004332实际塔板数 pN块 8 11板间距 THm 0.5 0.5塔段的有效高度 1Zm 3.5 5.0塔径 Dm 0.8 0.8空塔气速 um/s 0.9901 1.0044塔板液流型式 单流型 单流型溢流管型式 弓形 弓形堰长 wLm 0.48 0.48堰高 hm 0.05396 0.05358溢流堰宽度 dWm 0.08 0.08溢流装置底隙高度 0m 0.02065 0.02256板上清液层高度 Lm 0.06 0.06孔径 mm 5 5孔间距 tmm 15 15孔数 n个 2480 2480开孔面积 0Am2 0.04865 0.04865筛孔气速 um/s
24、10.224 10.372塔板压降 fpkPa 0.5112 0.605液体在降液管中的停留时间 s 34.298 31.163降液管内清液层高度 dHm 0.122 0.1263雾沫夹带 Vekg 液/kg 气 0.08031 0.091负荷上限 max,sLm3/s 0.0027 0.0027负荷下限 inm3/s 0.00041 0.00041气相最大负荷 a,sm3/s 1.293 1.1819气相最小负荷 im3/s 0.3146 0.3006操作弹性 4.14 3.932提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算一、提馏段的物性及状态参数（一）平均压强 mp取每层塔板压降为 0.7kP
25、a 计算。进料板： kPa9.10F塔底： kPa6.18735Wp平均压强 7542/m（二）平均温度 t查温度组成图得：加料板为 91，塔底为 131.92。46.12/9.31mt（三）平均分子量 mM加料板： ， （查相平衡图）.0Fy5.0Fxkg/mol6.801.296.178926, mV 59,LF塔底： ， 。 （查相平衡图）035Wx03Wykg/ol36.12.76.1.786., mVMm5282,L提馏段： kg/mol50.9/30, mV 116589,L（四）平均密度 m1.液相平均密度 L,进料板： 3, kg/m967.8016.139286.1392tA
26、F, 425740574BL3, kg/m78.4421.0796.8351 mLFBLFAmLFa塔底： 3, /20.593812.392tAW, kg81.5.05714BL 3, /m27.9813.9032.1mLWBLWAmLWa提馏段： , kg/5/798.42.汽相平均密度 mV,3, kg/m46512734.8065mVRTMp（五）液体的平均表面张力 m进料板： ； （91）N/.19,AF N/97.4,BF mN/298.165.0.23.081., FABAmx塔底： ； （131.92）/m962.14,W /m5,BW /316.205.3.209.6.14,
27、 ABAmx精馏段： N/8/32098.（六）液体的平均粘度 mL,塔顶：查化工原理附录 11 有：加料板： （0.18,0.27）,0.27650.3840.368mPasLFm塔 底： ,182952W提馏段： ,.3./.7asLm 二、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 kmol/h215.68.5023.11 DRVFqV汽相体积流量 /sm504636089215.3603, mVsM汽相体积流量 /h/s54.3h液相回流摩尔流率 kol/h945.8.718.502. qFRDL液相体积流量 /sm032936430,mLsM液相体积流量 /h571/s2.3h再沸器的热负荷
28、kW31.960.0.3rVQ（忽略温度压力对汽化潜热的影响）三、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m50THm60Lh4.6.LTh2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 （即泛点气速 ）maxuFu014.465.38950.2.5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 2C负荷因子 09324.28.095.20 泛点气速：m/s5276.1./65.8.34./max VLCu3.操作气速取 m/s069.17.ax4.精馏段的塔径 m753.069.143/5.4/ uVDs为加工方便，圆整取 ，即上下塔段直径保持一致，此时提馏段的操
29、作气m80D速 。/s04.1u（二）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） wl取 m48.060Dlw堰上溢流强度 ，满hm/130h/294.3/5971/ 3 whlL足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高 woLwh对平直堰 3/20284.whlLE由 及 ，查化工原理图 11-11 得6/Dlw 71.948.0/57.1/5 hl，于是：03.1E（满足要求）m06.2/9.03.2843/2owh05864oL（3）降液管的宽度 和降液管的面积dWfA由 ，查化原下 P147
30、 图 11-16 得 ，即：6.0/Dlw 054./,1.0/TfdAD， ， 。m8d 22m504.78.AT 27f液体在降液管内的停留时间（满足要求）/0/31.6s5fTsHL（4）降液管的底隙高度 oh液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：m/s0.ou（ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求）0.432.056m8sowLhluoh2.塔板布置（1）边缘区宽度 与安定区宽度cWs与精馏段同，即 mm， mm。 6075s开孔区面积与精馏段同，即 2m481.aA3.开孔数 和开孔率n与精馏段同，即 2480每层塔板的
31、开孔率 （ 应在 515%，故满足要求）10.397./.2odt 每层塔板的开孔面积 2m4865.aA气体通过筛孔的孔速 /s3710/506/ osoVu4.提馏段的塔高 2Z.12 TpHN四、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降 和 的验算fhfpecfh1.气体通过干板的压降 c m03182.5.9468.037215.051.2 LVocCuh式中孔流系数 由 查图 11-10 得出， 。6/d .oC2.气体通过板上液层的压降 ehm0342570Loweh式中充气系数 的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速 ，对单流型塔板有：aum/s0614.27.504.fTs
32、aAVu动能因子 9758.31VauF查化原图 11-12 得 （一般可近似取 ） 。.6.03.气体克服液体表面张力产生的压降 hm0182.5.8195.30243oLgdh4.气体通过筛板的压降（单板压降） 和fhfpm062.4.02.f echf935815Pa0.6kaLfpg.7P即有： ，满足设计的操作要求。f.7kPa（二）雾沫夹带量 的验算ve3.2 3.26 635.105.710.148506.9kg/.kg/aVTfueHh 液 气 液 气 （ 满 足 要 求 ）式中： ，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。Lfh.2（三）漏液的验算漏液点的气速 omu/s629.
33、 465.3/8.9012.6.1305.804/VLomhC筛板的稳定性系数 （不会产生过量液漏）.54.29.7omuK（四）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 wTdhHdLfdhHm024.0256.483153.0153.02 owsdhlLh1.6dH7.530wT成立，故不会产生液泛。dh通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选 及 ，进行优化设计。THL八、塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1）（1）2.365107.5LTav hHue式中： .035.024.7ssa sTfVuVA3/23/23/270
34、4.13.048.061.58.22.03.52SswsowLf LLlEhh 将已知数据代入式（1） 1.0724.13.0580.252.3/36 sV294.1ss LV在操作范围内，任取几个 值，依式（1-1 ）算出对应的 值列于下表：sV/sm3,L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027sV1.615999 1.615992 1.615981 1.615967 1.61594依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2）（2）TwfwodHhh2/3 2/32/360600.84.841.1s sosLLEl2220.50.513.46.1.
35、89805oVsVcLoLssuhCCA2/3e 2/30.7.51.0.346wo ssh LL2/3fe.154c sV2 220.530.5130.76.80s sd swoh Llh22/3 2/328.167.54.81.04.76ss ssL L（ ）2/3153976.s ssVL在操作范围内，任取几个 值，依式（2-2 ）算出对应的 值列于下表：s sV/sm3,L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027sV1.209355 1.179956 1.156057 1.131297 1.093842依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线
36、（3）（3-3）3,max0.527.0m/sTfsHAL（四）漏液线（气相负荷下限线） （4） 2/30.5381.LwoshL漏液点气速2/32/34.0.56.1/8058.0.1893.5/.463.52.9.4omoLVssuChL ，整理得：omsuAVin,22/3,i1.70.85ssL在操作范围内，任取几个 值，依上式算出对应的 值列于下表：s sV/s,3L0.00040944 0.0010 0.0015 0.0020 0.0027msV0.301932 0.310124 0.315668 0.320535 0.326607依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度 m， 。06.owh0.1E2/3 2/3,in60.284.840.6.s sowwLLhEl3,min.91/sL（六）操作线与操作弹性操作气液比 /0.546/.32164.8sVL过 和 两点，在图中做操作线.（ 0,） （ .32,）操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 与气相允许最小负荷max,sV之比，从图中可得：min,sV操作弹性= ,maxin1.893.206sV
