精馏塔工艺设计

1、一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯 1%原料液中含苯为61% （以上均为质量百分数）。（二）操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3. 回流比：R=2Rn4.单板压降不大于 0.7kPa（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年 330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区设计要求1. 设计方案的确定及流程说明2. 塔的工艺计算3. 塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学验

2、算（3 ）塔板的负荷性能图绘制（4 ）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制4. 塔的工艺计算结果汇总一览表5. 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 p,' （ mmH）温度，（C）80.1859095100105Pi。苯757.62889.261020.91185.651350.41831.7氯苯147.44179.395211.35253.755296.16351.355温度，（C）110115120125130131.75Pi°苯23132638.52964335537464210氯苯406.55477.125547.7636.5

3、05725.317602. 组分的液相密度p （kg/m3）温度，（C）6080100120140P苯836.6815.0792.5768.9744.1氯苯1064.01042.01019.0996.4972.93. 组分的表面张力 （T （ mN/m温度，（C）6080100120140CT苯23.7421.2718.8516.4914.17氯苯25.9623.7521.5719.4217.324. 液体粘度卩（mPas）温度，（C）6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.2745. A ntoi ne 常

4、数组分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）（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。典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体 与上升蒸

5、气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产 品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷 凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出 液）。（二）全塔的物料衡算1.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 kg/kmol和112.6kg/kmol0.61 / 78. 11X f0.6930. 61 / 78. 110. 39 / 112. 6-7 -Xd0. 985/ 78. 110. 985 / 78. 110.015/ 112.6 = 0.

6、 9890.01/78.11xW = 0.01/78.11 0.98/112.6 = 0.0142.平均摩尔质量Mf - 78. 110.6931 - 0.693112.6=88. 70kg/kmolMD = 78.110.9891 - 0. 989112. 6=78. 49kg/kmolMW =78.11 0.0141-0.014112.6 = 112.12kg/kmol3.料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：年以 330 天243643210000. 98933024二 58. 62 kmol h ,全塔物料衡算:（三）塔板数的确定1.理论塔板数N T的求取2）确定操作的回流比 RXfF

7、 =XdDXwW84. 22kmol/h25.6kmol/h将1）表中数据作图得x y曲线及t-xy曲线。在 x y图上,因 q=0.(0.693,0.693 )查得 yq=0. 693 , Xq = 0. 31。故有:RminyqXd 2 yq -Xq0. 989 - 0. 6930. 693-0. 31=0. 7624 ; R = 2Rmin1. 5253）求理论塔板数（图解法）精馏段操作线:0. 604x 0. 392总理论板层数：6.5（包括再沸器）进料板位层:2.实际塔板数Np1）全塔效率Et选用Et= 0.17 -0.616log帥公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa

8、s的烃类物系,式中的 师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+129）=104.5 C （取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得： 卩=0246mPa s，% = 0. 352mPa s。嚅-aXf “ 1 - Xf i； - 0. 246 0. 6930. 3521 - 0. 693i；工 0. 278mpasEt = 0. 17 - 0. 616logm = 0. 17 - 0. 616log 0. 278 二 0. 512）实际塔板数 N p （近似取两段效率相同）精馏段：Np1 = 3 / 0. 51 二 6块 提馏段：Np1 = 2.

9、 5 / 0. 51 = 5块（四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算1. 平均压强Pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔顶：pD =77.314 =81.31kPa加料板：Pf = 81. 310.76 = 85. 51kPa塔底：p - 85. 510. 75 = 89. 01kPa精馏段平均压强 pm =（81.3185. 51） / 2 = 83. 41kPa提馏段平均压强 pm =（89.0185. 51） / 2 二 87. 26kPa2. 平均温度tmBP = Pa：Xa ' Pb：Xb和lg P亠A两式联立由试差法求得t +Ct D = 73. 35

10、76;c ； t f = 83. 76 °C ； t w= 125. 79 °C73.35 + 8376（in =5= 了吐与5精馏段平均温度：/C125,79 + 03.76 （ih = 10471 §提馏段平均温度：2C3. 平均分子量M m塔顶：丫1 =Xd = 0.989, X1 = 0. 93 （查相平衡图）D,m = 0. 989 X 78. 11 + (1 0. 989)X 112. 6 = 78. 49kg/kmol1-9 -加料板:塔底:精馏段:提馏段:4.平均密度MLD,mM/F,mMLF m!二 0. 9378. 111 0.93112.6

11、二0.725, Xf二0. 38 (查相平衡图)=0. 72578. 111 - 0. 725112. 6二 0. 3878. 11-0. 38112. 6 二80. 52kg/kmol二 87. 59kg/kmol99. 49kg/kmolyw = 0. 075, Xw = 0. 014M/W,mMLW,mMLmPm1）液相平均密度塔顶：t d二LDm进料板：t F二 0. 07578. 111工 0. 01478. 111二(78. 4987. 59) / 2-(99. 4980. 52) / 2-0. 075112. 6 二 110. 01kg/kmol=(87. 59110.01)/

12、2二(99.49112. 12) / 2PL,m-0. 014112. 6 二 112. 12kg/kmol二 83. 04kg/kmol=90. OOkg/kmol=98. 8kg/kmol=105. 8kg/kmol73. 35 C 822. 2Kg / m3 亠 二 1049. 3Kg / m3(0.985 / 822.20. 015 / 1049. 3) 一 824. 9Kg ' m83. 76 C 治 810. 8Kg / m3 订=1037. 7Kg / m3LFm(0. 233 / 810. 80. 767 / 1037. 7) 一2Kg " m塔底：tw 二

13、83. 76 * 761.7Kg / m3 订二 989. 6Kg / m3LFm - (0. 01 / 761. 70. 99 / 989.6) 一 986.6Kg/ m精馏段：'Lm=(824. 9947. 2) / 2 = 886. 05Kg / m3提馏段：薔=(947. 2986. 6) / 2 = 966. 9Kg / m32）汽相平均密度p,m精馏段:Vm -PmMVmRTm84. 81 X 83. 048. 314_(78.55273. 15)2. 38Kg/ m3-15 -二 2. 76Kg / m384. 81 x 99. 368. 314_(104. 71273.

14、 15)5.液体的平均表面张力（Tm塔顶：t D = 73. 35 C；二da = 22. 09mN/ m；db = 24. 44mN / m“Dm 二 0.98922. 090.01524. 44 二 22. 12mN/ m进料板：t F = 83. 76 C；二fa = 20. 82mN/ m 二fb = 23. 34mN/ mnFm = 0.69320. 820.30723. 34 二 21.59mN/ m塔底：t W = 125. 79 C；二wa = 15. 82mN/ m cW = 18. 77mN/ m精馏段：；Lm= (24.4421. 59) /2 二 21. 86mN/m提

15、馏段：；Lm=(21.5918. 77) /2 = 20. 18mN/m6. 液体的平均粘度比m塔顶：t d = 73. 35 C DA - 0. 332mpa，s #db =0. 457mpa s%Dm 二0. 9890.3320.0110.457 二 0. 333 mpas加料板：tF = 83. 76 Cfa = 0. 298mpa s jfb =0. 416 mpa sSm 二 0. 693 0. 298 0.307 0.416 二 0. 334 mpa s塔底：t f = 125.79 C, .fa = 0. 206mpa s ,、fb = 0. 302mpa s%Fm = 0.11

16、4 0.2060.986 0. 302 二 0. 3003 mpa s精馏段： m= (0.333 0.334)/ 2 二 0.3335mpa s提馏段： m=(0.334 0.3003)/ 2 = 0. 317mpa s（五）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V =（R 1）D 二 2.525 58.62 二 148.02Kmol/ h汽相体积流量VsVMm3600 ： Vm= 148.°2 83.°4.43m3/s 36002.38液相回流摩尔流率二 RD = 1.52558. 62 二 89. 40Kmol/ h液相体积流量Ls-LMl 二 89. 40 9°

17、;.O = 0. 0025m3 / s3600 rLm3600 886. 05（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1.塔径1）初选塔板间距 Ht =400mm及板上液层高度hL = 50mm贝卩：Ht - hL = 0. 4 - 0. 06 二 0. 35m2）按Smith法求取允许的空塔气速 Umax （即泛点气速Uf ）±（£L）1/2 =（0.0025）（ 886.05）1/2 二 Ogg乂 匚1.442. 38查Smith通用关联图得C20二 0.075负荷因子。=。20（-20）0.2"075 （等）0.2 J.。763Umax = °. 07

18、632. 38泛点气速:886.05 - 2. 38, 1.47m/ s m/s3）操作气速二 1. 029m/ s取 u = 0. 7Umax = 0. 71.474）精馏段的塔径41.44二 1.0291.335m圆整取D =1400mm兀 2塔截面积为at盲D（1.4）2 = 1. 539m2此时的操作气速u = 1-42 = 0.935m/ s 。2. 0112. 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、凹形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）lw取 l w = 0. 6D = 0. 61.4 = 0. 84m出口堰高hwhw = hL

19、 how5查得E=1.02h°w = 0. 00284EC / lw 2'3 = 0.014mhw = hL - how = 0. 05 - 0. 014 = 0. 036 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由 lw / D = 0. 66，查化原下 P147 图 11-16 得 W / D = 0. 1, A / 片=0. 055，即： W = 0. 14m， A = 0. 055m2液体在降液管内的停留时间3600Af Htf丄=13.555s （满足要求）Ls 降液管的底隙高度 ho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uo

20、= 0. 1m/s，则有：Lsh0厂二 0. 0293600LwUghw - h0 = 0. 036 - 0. 029 二 0. 0070. 006m故降液管设计合底隙高度设计合理2）塔板布置1. 塔板分块因D=1400故塔板分4块2. 边缘区宽度 Vy，=0.09mWC = 0- 04m开孔区面积AaAa = 2 x Jr2 x2 + - r2 sin -= 1. 126m2180r 一式中：x 二 D/2-Wd WS = 0.47mr 二 D / 2 - WC =0. 66 m3）开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径d。=5mm ,正三角形排列,筛板采用碳钢，其厚度3mm，且取t/d&

21、#176;=3.0。故孔心距t =3 5=15mm。1158 Ai每层塔板的开孔数 n2 0二5769 （孔）t 20.9070.907每层塔板的开孔率 © = = 2 0.101 （ ©应在515%故满足要求）（t/d。）3气体通过筛孔的孔速 u。= =12. 54m/ sA4）精馏段的塔高Z1Z精=（N精-1） Ht = （6 - 1）0. 4 = 2m；（七）塔板上的流体力学验算1. 塔板压降1）气体通过干板的压降 hcfu 行 P、hc =0.051 !卄 C。= 0. 84。C&0八丿hc = 0. 051 亚 鱼'=0. 0305mC6八丿2）气

22、体通过板上液层的压降h1UaVs-Af=0. 9833m/ s动能因子 F。= 0. 983.2. 38 = 1. 52Kg /( s m1/2)查化原图得二0. 60h = ： hw how = :h|_ = 0. 630.06 = 0. 03m3）气体克服液体表面张力产生的压降h = -4-0.00201maPLgd。4）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和 巾php 二 hch|h；- 0. 03050. 030. 00201 二 0. 062m：PP 二Lghp = 0. 539Kpa ： 0. 7Kpa （满足工艺要求）。2. 雾沫夹带量ev的验算5710*ue（ a ）3.2 二

23、0. 015kg液 / kg气：0. 1kg液 / kg气<rL HT - hf验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。3. 漏液的验算漏液点的气速uom% min = 4. 4C0w（0. 0056 十 0. 13h| hD）PL/ & = 7. 16m/ S <11.07m/s筛板的稳定性系数 K 虬 =1.751. 5）（无漏液）U0 min4. 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Hd乞HT hwH d = hp hL hdhd =0.153（u0）2 =0.002mHd - 0. 0620.050. 0016 = 0. 114m取=0.5；( Ht

24、hj = 0.218mHd乞Ht hw成立，故不会产生液泛。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H t及hL，进行优化设计。（八）塔板负荷性能图1. 液沫夹带线（1）忙一| Ht -2.5hLUa3.2（1）21At -Af 二 ° 6884284 e （曾2/310001.056二 0.64L2/3s2hf = 2.仇 + h°w） = 0.09 + 1. 873 L3将已知数据代入式（1）ev5.710-6CJ一 0. 685VS2/30. 31 1. 873Ls二 0. 12/ 3us = 2. 905 - 17

25、. 55Ls（ 1-1）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls,m'/s0.0010.00150.0020.0025Vs, m3/s2.732.672.622.58依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2. 液泛线（2） Ht hw l=hp hwh°whd"严九+比+ ®Hc0. 051（匚）（AC。）2 迂=0.0150.0216 + 0.4584L5心=0.00201=0.0236 + 05 + 0.4544/4Vs2 = 11.976 - 17066. 7Ls2 - 81.23Ls2/3（2-2 ）在操作范围内，任取

26、几个 Ls值，依式（2-2 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0010.00150.0020.0025Vs ,m3/s3.343.303.263.22依据表中数据作出液泛线（2）3. 液相负荷上限线（3）H a3Ls max =0. 00847m /s （ 3-3） T4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）u0min 二 4. 43C0 (0. 00560. 13hL - h；)叮 / 2 2 -整理得：Vs,min = 0. 555 + 6. 66（4-4）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0010.00150.0020.00

27、25Vs,m3/s0.7880.8010.8130.823依据表中数据作出漏液线（4）5. 液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度how = 0.006 m2.84 E10003600Ls I/3-0.0063Lsmin 二 0. 000716m / s ( 5-5)操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比,即:操作弹性=Vs，maxVs,min2.450. 8=3. 0635 -三、塔的提馏段操作工艺条件（五）提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V'二 V （1 q）F 二 63. 8Kmol/ h汽相体积流量VsV，M/m二0.

28、634m3 / s3600 鮎液相回流摩尔流率 L，= L = 89. 4Kmol/ hL，M3液相体积流量Ls匹=0. 0027m3 / s3600 PLm（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1. 塔径 1） 初选塔板间距 Ht二500mn及板上液层高度60mm，则:Ht - hL = 0. 5 - 0. 06 二 0.44 m2）按Smith法求取允许的空塔气速 Umax （即泛点气速UF ）1 / 2二 0. 0797（0. 0017968. 2）1/ 2（0. 634）（ 2. 76）查Smith通用关联图得C20 = 0. 09er,0 220 18 0 2负荷因子 C = C20（

29、色）=0.09（）= 0.090220 20泛点气速：1968. 2 - 2. 76Umax 二 0. 09021. 687m/ s.2. 763）操作气速取 u = 0. 7Umax 二 0. 71. 687 工 1. 181m/ s4）精馏段的塔径4/s40.6341.181二 0. 826m圆整取D =1000 mm塔截面积为a D（1.0） = 0.785m2440. 634 此时的操作气速u0. 81m/ s。0. 7852. 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。溢流堰长（出口堰长）lw取 I w - 0. 7

30、D = 0. 7m出口堰高hwow2/3how = 0.00284E Lh/lw= 0.0169mhw = hL how = 0.06 0.0169 = 0.0431 m 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由 lw / D = 0. 7，查化原下 P147 图 11-16 得 Wd / D = 0. 139, Af / At = 0. 09，即：WI = 0. 139m，A = 0. 065m2液体在降液管内的停留时间二. 135s （满足要求）LS降液管的底隙高度 ho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Uo 二 0. 08m/s，则有：h0Lh

31、厂=0. 048 m3600 LwUohw - h° = 0.0431 - 0.033 = 0.010 > 0.006m故降液管设计合底隙高度设计合理3）塔板布置1. 塔板分块因D=1000故塔板分3块2. 边缘区宽度Wa =Ws，= 0.065m Wc = 0.035m开孔区面积AaAa =2 x2-x2r2 si= 0.532m2a _180r式中：x 二 D/2 Wd WS =0.7 0.1736 0.065 = 0.311mr =D/2 - WC =0.7 -0.035 = 0.465m3）开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径d。=5mm ,正三角形排列，筛板采用碳

32、钢，其厚度3mm ,且取t/d。=3.0。故孔心距t = 3 5= 15mm。每层塔板的开孔数t2= 2731（孔）每层塔板的开孔率 ©= O'907? = 0907 = 0.仙（©应在515%故满足要求）（t/d°f32气体通过筛孔的孔速Uo =丄=11.81m/ sA4）精馏段的塔高Z1Z提=（N提-1） Ht 二 2.0m（七）塔板上的流体力学验算1.塔板压降f詔Uo iIC0丿hc =0.051hcC。二 0. 84。1）气体通过干板的压降p0 (Pv IC00丿2he = 0. 0510. 0287m2)气体通过板上液层的压降hlUa 二Vs0.

33、 968m /At - Af动能因子 F。二 0. 968、2. 76二 1. 6lKg/( s m1/ 2)查化原图得；0 = 0. 603)气体克服液体表面张力产生的压降hL=0. 600. 06 = 0. 036mXgd7 二 0.0017m4)气体通过筛板的压降（单板压降）hp = hehlh；= 0.066 mPp 二；LghP = 0. 626Kpa ： 0. 7Kpa （满足工艺要求）。2. 雾沫夹带量ev的验算5 7 x 10»ue = （ a）3.2 = 0.0073kg液 / kg气：0. 1kg液 / kg气<rLHT hf验算结果表明不会产生过量的雾沫夹

34、带。3. 漏液的验算漏液点的气速uom7. 5m/ sUomin = 4.4C0 .(0.00560. 13hl - h-)/ 筛板的稳定性系数 K 虬 =1.58 （大于1.5，不会产生过量液漏）U0 min4. 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Hd乞HThwHd -hphL - hdhd 二 0. 153(L)2 = 0.002m丨w沃hoHd = 0. 0660. 060.00099 二 0.048m(Ht hw) = 0. 272mHd岂Ht hw成立，故不会产生液泛。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H

35、 丁及hL，进行优化设计。（八）塔板负荷性能图1.雾沫夹带线（1）5.7 10-6"1_Ht -2.5hLUa3.2(1)(3600Ls )2/3丨w式中：Ua = AT = 1.527Vs2. 84hf =2.5(6 how) h°w =硕2/ 3=0. 1082. 115L,将已知数据代入式（1）5.7 10_ u *T-2.5hL_Ua3.2-0.12/ 3在操作范围内，任取几个Vs = 1. 61 - 8. 672Ls( 1-1)Ls,m3/s0.0010.0020.0030.0045Vs, m3/s1.521.471.431.37Ls值，依式（1-1 ）算出对应的Vs值列于下表:依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2. 液泛线 Ht hw l=hp hw h°w hdHe 二 0. °5丫L2 i v2(丄)二 0.0715VsJlt= e d"甲 + "開 J = 0.059 + 050771 J2/7?= 0,0275 +0,0715+ 051t JLs 2L= 0A53(-) = 136i- n0(2-2 )Vs2 = 2. 2 - 1486Ls2 - 14. 78Ls2/ 3