苯氯苯二元物系板式连续精馏塔

1、化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-氯苯二元物系板式连续精馏塔设计一座苯-氯苯连续板式精馏塔,要求年产36432吨纯度为97%的苯,塔底釜液中苯含量为1%,原料液中含苯65%（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=2R(4)单板压降不大于0.7kPa三、设备形式筛板塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行五、厂址青海省大气压约为77.31kPa的远离城市的郊区六、设计要求1. 概述2. 设计方案的确定及流程说明3. 塔的工艺计算4. 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

2、板的流体力学验算（3）.塔板的负荷性能图5. 设计结果一览表6. 对本设计的评述表1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.11112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105,mmHg757.62889.261020.91185.651350.41831.7，mmHg147.44179.395211.35253.755296.16351.35510.8180.6780.5430.4400.276y10.9570.9110.8470.7820.665温度

3、110115120125130131.75,mmHg23132638.52964335537464210，mmHg406.55477.125547.7636.505725.317600.1850.1310.08790.04540.01150y0.5630.4560.3430.2010.05660表3 液体的表面张力温度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4 苯与氯苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg

4、/1064.01042.01019.0996.4972.9表5 液体粘度µ温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274表6 Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24氯苯7.13382182.68293.767第一章 设计方案的确定及流程说明苯和氯苯混合液经原料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后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。流程图如下：第3章 塔的物料衡算1、 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分

5、率二、平均分子量MF=0.728×78.11+（1-0.728）×112.6=87.49kg/kmolMD=0.979× 78.11+(1-0.979) × 112.6=78.83 kg/kmolMW=0.014 ×78.11+(1-0.014) × 112.6=112.11 kg/kmol3、 物料衡算塔顶出料 D=58.35kmol/h总物料衡算F=D+W（1）易挥发组分物料衡算0.728F=0.979*58.35+0.014W（2）联立（1）、（2）解得： F=78.87 kmol/h W=20.52 kmol/hD=58.35

6、kmol/h四、物料衡算表进料量F，kg/h塔顶出料量D，kg/h塔底出料量W，kg/h690046002300合计69006900第四章 塔板数的确定一、理论塔板数NT的求取苯-氯苯属理想物系，可采用M-T图解法求NT。1、求最小回流比Rmin操作回流比R因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.728,0.728)作平行线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.728,xq=0.36.此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故取操作回流比R=2Rmin=2×0.682=1.3643、求理论板数NT精馏段操作线方程为按M-T图解法在x-y图上作梯级得：NT=（7-1）层（

7、不包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为2层，提馏段为3层，第层3为加料板。3、全塔效率ET 根据 根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为102.4，该温度下进料液相平均粘度为： =0.728×0.245+(1-0.728)×0.350 =0.274mPas4、实际板层数Np 精馏段 N精=2/0.516=3.876取4层 提馏段 N提=3/0.516=5.8 取6层第五章 塔的工艺条件及物性数据计算一、操作压强Pm 塔顶压强PD=4+77.31=81.3kPa，取每层塔板压降P=0.7 kPa，则进料板压强PF=81.3+0.7×4=84.1 k

8、Pa，塔底压强为PW=84.1+0.7×6=88.3kPa，则精馏段平均操作压强为提馏段平均操作压强为二、温度tm根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度：和试差结果，塔顶tD=74.8，进料板tF=95.3，塔底tW=124.9。则精馏段平均温度tm，精=提馏段平均温度tm，提=三、平均分子量Mm塔顶 xD=y1=0.979 x1=0.614MVDm=0.979×78.11+（1-0.979）×112.6=78.83kg/kmolMLDm=0.614×78.11+（1-0.614）×112.6=91.42kg/kmol进料板 yF=0.728

9、 xF=0.34MVFm=0.728×78.11+（1-0.728）×112.6=87.49kg/kmolMLFm=0.34×78.11+（1-0.34）×112.6=100.87kg/kmol塔底 y1=0.063 x1=xw=0.014MVWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmolMVWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol则精馏段平均分子量：MVm（精）MLm（精）提馏段平均分子量：MVm（提）MVm（提）四

10、、平均密度m1、液相密度Lm依式 1/Lm=aA/LA+aB/LB（a为质量分率）塔顶LmD=826.44kg/m3进料板，由加料板液相组成xA=0.34LmF=952.38kg/m3塔底LmW=987.7kg/m3故精馏段平均液相组成：Lm（精）=（826.44+952.38）/2=889.41kg/m3提馏段平均液相组成：Lm（提）=（952.38+987.7）/2=970.04kg/m32、气相密度Vm五、液体表面张力mm，顶=0.979×21.91+(1-0.979)×24.32=21.96mN/mm，进=0.34×19.42+(1-0.34)×

11、22.08=21.176mN/mm，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m则精馏段平均表面张力为：m，精提馏段平均表面张力为：m，提六、液体粘度LM L顶=0.979×0.327+(1-0.979)×0.451=0.329mPasL进 =0.34×0.267+(1-0.34)×0.378=0.340mPas L底=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas则精馏段平均液相粘度为 L(精)提馏段平均液相粘度为 L(提)第六章 气液相负荷计

12、算一、精馏段气液负荷计算m3/sL=RD=1.364×58.35=79.59kmol/hm3/sLh=8.60m3/h二、提馏段气液负荷计算m3/sL´=L+qF=L=79.59kmol/hm3/sLh=8.74 m3/h第七章 塔和塔板主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.071；依校正物系表面张力为时的C可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.67m/s。2、提馏段塔径 初选板间距，取板上液层高度，故；查Smith关联图得C20=0.068；依校正物系表面张力为时的C ,即

13、可取安全系数为0.60，则故按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.682m/s。为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.6m。二、溢流装置采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1、精馏段溢流装置计算（1）、溢流堰长取堰长为0.66D，即0.66×1.61.056m（2）、出口堰高由，查流体收缩系数计算图知E=1.03故（3）、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s>5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速2、提馏段溢流装置计算（1）、溢流堰

14、长取堰长为0.66D，即0.66×1.61.056m（2）、出口堰高由，查流体收缩系数计算图，知E1.03,故（3）、降液管的宽度与降液管的面积由查弓形降液管的宽度与面积图得，故，由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（）5s，符合要求）（4）、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速三、塔板布置1、精馏段塔板布置（1）、取边缘区宽度Wc0.055 m,安定区宽度，（2）、开孔区面积其中，2、提馏段塔板布置（1）、取边缘区宽度Wc0.075m,安定区宽度，（2）、开空区面积其中，四、筛孔数与开孔率1、精馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距塔

15、板上的筛孔数，塔板上开孔区的开孔率（在515%范围内）每层板上的开孔面积m2气体通过筛孔的气速为筛孔排列图见坐标纸，实排孔,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。2、提馏段取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距塔板上的筛孔数，筛孔排列图见坐标纸，实排6022，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔2492，实开3530。m2则（在515%范围内）气体通过筛孔的气速为五、塔的有效高度Z精馏段 提馏段 精馏段与进料板间的距离可以取0.4m，故塔的有效高度Z=0.4+0.8+0.4=1.2m第七章 筛板的流体力学验算一、精馏段筛板的流体力学验算1.气体通过筛板压强相

16、当的液柱高度hp(1)、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.56（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 二、提馏段筛板的流体力学验算1、干板压降相当的液柱高度，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.842、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度， 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数0.673、克服液体表面张力压降相当的液柱高度，故单板压降 二、雾沫夹带量的验算1、精馏段雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。2、提馏段雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过

17、量雾沫夹带。三、漏液的验算1、精馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。2、提馏段漏液的验算筛板的稳定性系数故在设计负荷下不会产生过量漏液。四、液泛验算1、精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度， m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。2、提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度， mm取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。第九章 塔板负荷性能图一、精馏段塔板负荷性能图1、雾沫夹带线（1）式中 （a）近似取E1.0, 故 （$b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代

18、入得整理得：在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.8121.7671.7211.6791.654依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由得，近似取.0，（已算出），故将，及以上各式代入得整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.8911.8251.7611.6951.654依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下

19、式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.2431.2741.3051.3331.352依表中数据作气相负荷下限线（4）。5、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限条件，取则 整理上式得依此值在VSLS图中作线即为液相负荷下限线（5）。将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操

20、作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。图见坐标纸。可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。精馏段的操作弹性一、提馏段塔板负荷性能图1、雾沫夹带线（1）式中 （a）近似取E1.0, 故 （b） 取雾沫夹带极限值为。已知，并将代入得整理得：在操作范围内任取几个值，依上式算出相应的值列于下表中LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.7281.6141.5721.4741.412依表中数据在VSLS图中作出雾沫夹带线(1)。2、液泛线（2）由得，近似取.0，（已算出），故将，及以上

21、各式代入得 整理得 在操作范围内任取几个值，依上式计算Vs值列于下表中 LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s1.9621.8031.6641.4511.426依表中数据在VSLS图中作出液泛线（2）。3、液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。4、漏液线（气相负荷下限线）（4）由，代入漏液点气速式（前已算出），代入上式并整理得此即气相负荷下限线，在操作范围内任取几个值，依上式计算相应的值，列于下表LS，m3/s0.0010.0030.0050.0070.008VS, m3/s0.4770.4970.5120.5250.537依表中数据作气相负荷下限线（4）。5、液相负荷下限线（5） 取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下