化工原理_苯_氯苯分离过程板式精馏塔设计说明

1、下载可编辑前言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一, 他可以使气 ( 或汽 ) 或液液两相紧密接触， 达到相际传质及传热的目的。 在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、 生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、 气体的湿法净制和干燥， 以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必

2、须满足以下要求： 1、生产能力大； 2、操作稳定，弹性大； 3、流体流动阻力小； 4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易； 5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。.专业 .整理 .下载可编辑目录苯- 氯苯分离过程板式精馏塔设计 .3设计容及要求 . 3一、设计方案的确定4二、精馏塔的物料衡算4三、塔板数的确定 .5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算7五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.9六、塔板主要工艺尺寸的计算11七、筛板的流体力学验算 .13八、塔板负荷性能图 .15总 结 . 21参考文献.22.专业 .整理 .下载可编辑设计任务书（一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔， 要

3、求每日产纯度 98.8%的苯 90 吨，塔顶馏出液中含苯不得高于 0.2%，原料液中含苯 32%（以上均为质量分数）。（二）操作条件（1）塔顶压强5kPa（表压）；（2）进料热状况泡点；（3）回流比R=1.4Rmin；（4）单板压降0.7 kPa ；（5）加热蒸汽低压蒸汽；（6）全塔效率ET=52%；（7）建厂地址地区。.专业 .整理 .下载可编辑设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。 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进精馏塔。 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔，

4、 其余部分冷却后送至储物罐。 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 1.4 倍，且在常压下操作。 塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算 （以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A78.11kg / kmol氯苯的摩尔质量M B112.56kg / kmolx F0.32/78. 110. 4040.32/78. 110. 68 / 112. 56x D0. 98/78. 110. 9860.98/78. 110. 02 / 112. 56x W0. 002 / 78. 110. 0030. 002 / 78.

5、 110. 998 / 112. 562原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量MF0. 40478. 11( 10. 404)112. 5698. 64kg / kmolMD0. 98678. 11( 10. 986)112. 5678. 59kg / kmolMW0. 00378. 11( 10. 003)112. 56112. 46kg / kmol3物料衡算原料处理量F90100038.02kmol / h2498. 64总物料衡算DW38.02苯物料衡算0. 40438. 020. 986D0. 003W联立解得D15. 51kmol /hW22.51kmol /h.专业 .整理 .下载

6、可编辑三、塔板数的确定1理论板数 NT 的求取（ 1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy 图，见图。oC8090100110120130131.8T /o101.3136.6179.9234.6299.9378.6386.6pA / kPa9036955o19.7327.3339.0753.3372.4095.86101.3pB / kPa3ppBo 1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000xpBop Aoo1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.000ypA xp1.0a0.8fd0.6b0.4e0.2x F0x W0.20.4

7、0.60.81.0.专业 .整理 .下载可编辑（ 2）求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.404,0.404 ）作垂线 ef 即为进料线（ q 线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.754故最小回流比为Rmin0. 9860. 7540. 660. 7540. 404取操作回流比为R2Rmin20. 661.32（ 3）求精馏塔的气、液相负荷LRD1.3215.5120.47kmol / hV( R1)D( 1.321) 15.51 35.98kmol / hLLF 20.4738. 02 58.49kmol / hV V 35.98kmol / h

8、（ 4）求操作线方程精馏段操作线方程yL xDxD20. 4715.510. 986 0. 5690. 425VVx35.98x35.98提馏段操作线方程yL xW58. 4922.510. 003 1. 6260. 002VxWx35.98xV35.98（ 5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.404 带入精馏段操作线方程，得出 y=0.655 ，在图中找出该点记为 d，连接 ad 两点即得精馏段操作线； 在对角线上找到 c 点（0.003 ，0.003 ），连接 cd 两点即得提馏段操作线。自 a 点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：总理论板层数NT11(包括再沸器 )

9、进料板位置NF5.专业 .整理 .下载可编辑2实际板层数的求解（试差法）假设总板效率 ET=0.52精馏段实际板层数N 精4/ 0.527.698提馏段实际板层数N提7/ 0.5213.4614 （不包括再沸器）四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力PD101. 35106. 33kPa每层塔板压降P0. 7kPa进料板压力PF106. 330. 78 111.93kPa精馏段平均压力Pm(105.33111. 93) / 2 108.63kPa2操作温度的计算依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。苯、氯苯A

10、ntoine常数数据表ABC温度围（ K）苯6.019071204.682-53.072279-3776.068321236.034-48.99353-4226.36071466.-15.44420-521氯苯6.104161431.83-55.515335-4056.629881897.415.21405-597塔顶温度tD83.2o C进料板温度tF94.4o C精馏段平均温度t m(83.294.4 ) /288.8 o C3平均摩尔质量的计算塔顶：由 y1xD 0.986 ，查平衡曲线得 x 10. 932MVDm0. 98678. 11(10. 986)112. 5678. 58kg

11、 / kmolMLDm0. 93278. 11(10. 932)112. 5680. 45kg / kmol进料板：由图理论板得y F0. 662 ， 查平衡曲线得 x F0. 305.专业 .整理 .下载可编辑MVFm0. 66278. 11( 10. 662)112. 5689.75kg / kmolMLFm0. 30578. 11(10. 305)112. 56102. 05kg / kmol精馏段平均摩尔质量MVm( 78. 5889. 75) /284. 17kg /kmolMLm( 80. 45102. 05) / 291. 25kg/ kmol4平均密度的计算（ 1）气相平均密度

12、计算由理想气体状态方程计算，得精馏段 Vmp mMVm108. 6384. 173. 04kg / m3RTm8. 314 ( 88. 8273. 15)（ 2）液相平均密度计算1wiLmi塔顶 t D83.2o C 时，A 912 1.18783.2 813.24kg / m3B 1127 1.111 83.2 1034.56kg / m3LDm1816.73kg / m30.98/ 813.240.02 /1034.56进料板 tF94.4o C 时，A9121.18794.4799.95kg / m 3B11271.11194.41022.12kg / m3wA0.62178.110.5

13、320.62178.110.379112.56LFm0.532 / 803.71894.28kg / m30.468 /1025.7精馏段液相平均密度为Lm( 816. 73894. 28) / 2855. 51kg / m35液相平均表面力的计算液相平均表面力依下式计算，即Lmxii.专业 .整理 .下载可编辑塔顶 t D83.2o C 时，查得 A20.82mN / mB 25.84mN / mLDm0. 98620. 820. 01425. 8420. 89mN/ m进料板 t F94.4o C 时，查得 A19.35mN / mB24.57mN / mLFm0. 30519. 350.

14、 69524. 5722.98mN/ m精馏段液相平均表面力为m( 20. 8922. 98) / 221. 94 mN/ m6. 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLmx i lgi塔顶 t D83.2o C 时，A0.299mPa sB0.303mPa slgLDm0. 986lg 0. 2990. 014lg 0. 303LDm0.299mPa s进料板 t F94.4o C 时，A0.268mPa sB0. 275mPaslgLFm0. 305lg 0.2680. 695lg 0.275LFm0. 273mPa s精馏段液相平均表面力为Lm( 0. 2990. 273) /

15、 20. 286mPa s五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为.专业 .整理 .下载可编辑VM35. 9884. 173VSVm0. 277m / s3600 Vm36003. 04LSLMLm20. 4791. 2533600 Lm3600855. 510. 0006m / s由 umax CLVV0.2式中 C由公式 CL计算，其中 C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为C202011L20. 00063600855. 512hL0. 0363Vh0. 27736003. 04V取板间距 HT0. 40m，板上液层高度 hL0. 06m，则HThL0. 40

16、0. 060. 34m由史密斯关系图得 C200. 0730. 20. 2CC20L0. 07321. 940. 07442020umax0. 0744855. 513. 041. 246m / s3. 04取安全系数为 0.7 ，则空塔气速为u0. 7max0. 71. 246 0. 872m/ su440. 277DVSu3. 140. 636m0. 872按标准塔径圆整后为D=0.7m塔截面积为AD23. 140. 720. 385m2T44实际空塔气速为u0. 2770. 719m/ s0. 3852精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精( N精1)HT( 81)0. 42. 8m

17、.专业 .整理 .下载可编辑提馏段有效高度为Z 提( N提1)HT(141)0. 45. 2m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为ZZ 精Z 提 0. 8 2. 8 5. 2 0. 8 8. 8m六、塔板主要工艺尺寸的计算1溢流装置的计算因塔径 D=0.7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长l W0. 66D0. 660. 70. 462m（ 2） 堰高由 hW hL hOW选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得（近似取E=1）222. 84L32. 840. 0006 3600 3hOWEh10. 00794m1000l W1000

18、0. 462区板上清液层高度 hL0. 06m故hWhL hOW0. 060. 007940. 0521m（ 3）弓形降液管的宽度 Wd 和截面积 Af当 lW 0.66 时，查表得DWd0.124，W0. 1240. 7 0. 0868mDdAf0.0722，Af0. 07220. 385 0. 0278m2AT依照公式验算液体在降液管中停留时间，即3600Af HT3600 0. 0278 0. 405sLh18. 53s3600 0. 0006.专业 .整理 .下载可编辑故降液管设计合理。（ 5）降液管底隙高度h0h0Lh3600 lW u0取00. 07m/ su则h0Lh36000.

19、 00063600l Wu036000. 019m0. 462 0. 07hWh00. 05210.0190. 0331m 0. 006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw'60 mm。2塔板布置（ 1）塔板的分块因D，故塔板采用整块式800mm（ 2） 边缘区宽度确定取 W sWs'0.065m, W c0.035 。（ 3） 开孔面积计算开孔区面积Aa2 x r2x2r 21 xsinr18020. 19820. 31520. 1982 20. 3152sin 1 0. 19820. 232m21800. 315其中，rDWC0. 70. 0350. 315

20、m，22xDWW0. 70. 08680. 0650. 19822ds2（ 4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm 碳钢板，取筛孔直径d o5mm 。.专业 .整理 .下载可编辑筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为t3d o35 15mm筛孔数目 n 为n1. 155A01. 155 0.2321191个t 20. 0152开孔率为220. 907d 00. 9070. 00510. 1%t0. 015气体通过阀孔的气速为uoVs0. 277A011 . 82 m/s0. 101 0. 232七、筛板的流体力学验算1塔板压降（ 1） 干板阻力 hc 计算干板阻力 hc 由

21、公式计算，即uo2h0.051VccoL由 do /5 / 31.67 ，查图得 c o0. 77211. 8223. 04故 hc0. 0510. 0425 m0.772855. 51(2) 气体通过液层的阻力hl 由下式计算hlhLuV s0. 2770. 775m/saAA0. 3850. 0278TfF 0u av0. 775 3. 041. 35kg 1/2 /(sm1/2 )查图得 =0.62hlhL( hwhow)0. 62( 0. 05220. 0078)0. 0366m液柱.专业 .整理 .下载可编辑（3）液体表面力的阻力h 计算液体表面力所产生的阻力由下式计算4L4 21.

22、941030. 0021m液柱hg d 0L855. 519. 810. 005气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即hphchlh0. 04250. 03660. 00210. 0812 m 液柱气体通过每层塔板的压降为pphpL g0. 0812855. 519. 81681. 5Pa0.7kPa （设计允许值）2. 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3液沫夹带液沫夹带量 ev 由下式计算，即5. 710 6u3. 2evaLHThf5. 710 60. 7753 . 20. 0097 液 /kg气0.1 液/kg气21. 94103

23、0. 40kgkg0. 15其中 hf2. 5hL2. 50. 060. 15m故在本设计中液沫夹带量在允许围。4漏液对筛板塔，漏液点的气速u0, min 可由下式计算u0, min4.4Co0. 00560. 13hLhL /V4.40. 772 0. 0056 0. 130. 060. 0021 855. 51 / 3. 046.057m/s实际孔速 u011. 82m/su0, min稳定性系数为.专业 .整理 .下载可编辑Ku011. 82u0, min1.95 1.56. 057故在本设计中无明显漏液。5. 液泛为防止降液管发生液泛，降液管液层高Hd 应服从以下关系，即H dH Th

24、w苯氯苯物系属于一般物系，取0.5 ，则HThw0. 5 0. 40 0. 05210. 226m而 H dhphL hd板上不设进口堰， Hd 可由下式计算，即则hd0. 153 u0'20. 153 0. 0820. 001m液柱Hd0. 08120. 06 0. 001液柱0. 142mH dH T hw故在本设计中不会发生液泛现象。八、塔板负荷性能图1. 漏液线由 u0, min4. 4C00. 00560. 13hLhL /VVs, minu0, minA0hL hwhow2.84E2 / 3hLhow1000l W22. 84E Lh3得V4. 4C0. 00560. 13

25、h/s , min00wLVAh1000lw.专业 .整理 .下载可编辑4. 40. 7720. 1010. 2323600 Ls20. 00560. 13 0. 05212. 84130. 0021 855. 51 / 3. 0410000. 462整理得Vs , min1. 3350. 01030. 145Ls2 / 3在操作围，任取几个L s 值，依式上式计算出V s 值，列于下表。L s , m 3 /s0.00060.00150.00300.0045Vs , m 3/s0.1420.1470.1540.159由上表数据即可作出漏液线1。2. 液沫夹带线以ev0. 1kg液 / kg

26、气为限，求 V s _ Ls 关系如下5. 710 6ua3. 2由evHThfLuaVsVs2. 80ATAf0. 3850. 0278Vshf2. 5hL2. 5 hWhOWhW0. 05212. 843600LS2 / 3hOW12 / 310000. 4621. 116LS故hf0. 1302. 79LS2/ 3HThf0. 27 2. 79LS2 / 35. 710 62. 80V3. 2eVS0. 121. 9410 30. 272. 79LS2 / 3整理得 VS0. 6206. 403LS2 / 3.专业 .整理 .下载可编辑在操作围，任取几个Ls 值，依上式计算出 Vs 值，

27、列于下表。Ls , m 3 /s0.00060.00150.00300.0045Vs, m 3 /s0.57450.53610.48680.4455由上表数据即可作出液沫夹带线2。3. 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how0.006 m作为最小液体负荷标准。2 / 3how2.84E3600Ls , min0. 0061000l w取 E=1，则3 / 2Ls , min0. 006 10000. 660. 00056 m3/s2. 843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4. 液相负荷上限线以=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，得Af HT4LsL, m

28、axHT Af0. 4 0. 02780. 00278m3/ss44故据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5. 液泛线令HdHThW由HdhphLhd ；hphC hlh ；hh ； hhhlLLWOW联立得HT1 hW1 hOWhchdh.专业 .整理 .下载可编辑忽略 h，将 hOW与 Ls ,hd 与 Ls , hc与 Vs 的关系式带入上式，并整理得a0.051V0. 0513. 0420. 10120. 554A0c0L0. 232 0. 772855. 51bHT1hW0. 50. 400. 50. 62 1 0. 0521 0. 1420. 15320. 153224

29、02. 62cl Wh00. 420. 01936002 3d2. 84103E1l W2 32. 8410 3110. 6236001. 9270. 42故0. 55420. 1422402. 6221. 9272 3VSLSLS或V 20. 2564336. 86L23. 478L2 3SSS在操作围，任取几个Ls 值，依上式计算出 Vs 值，列于下表L s, m 3/s0.00060.00150.00300.0045Vs , m 3/s0.4790.4480.3800.271由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。.专业 .整理 .下载可编辑V

30、s(3)(4)max0.5(2)A(5)min(1)0123456Ls在负荷性能图上，作出操作点A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得V0. 555m3/ sS,maxVS,min0. 141m3/ s故操作弹性为VS, max0. 5553. 936VS, min0. 141.专业 .整理 .下载可编辑所设计筛板的主要结果汇总表如下所示。序号项目数值1平均温度 tm，88.82平均压力 Pm， kPa108.633气相流量 Vs，（ m3/s ）0.2774液相流量 Ls，（ m3/s ）0.00065实际塔板数226有效段高度 Z， m8.87塔径， m0.78板间距， m0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长， m0.46212堰高， m0.052113板上液层高度， m0.0614堰上液层高度， m0.0079415降液管底隙高度， m0.01916安定区宽度， m0.06517边缘区宽度， m0.18开孔区面积， m20.23219筛孔直径， m0.00520孔中心距， m0.01521筛孔数目119122开孔率， %10.123空塔气速， m/s0.71924筛孔气速， m/s11.8225稳定系数1.9526每层塔板压降，