苯氯苯板式精馏塔工艺研发设计全本[001]

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计学校专业姓名学号目录一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————3（一）设计题目———————————————————————————3 （二）操作条件———————————————————————————3 （三）设计内容———————————————————————————3 （四）基础数据———————————————————————————3 二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）——4（一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————4 （二）全塔的物料衡算————————————————————————5 （三）塔板数的确定—————————————————————————5 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————10 （五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————12 （六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算————————————————12 （七）塔板上的流体力学验算—————————————————————15 （八）塔板负荷性能图————————————————————————16 （九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算———————————————19 三、塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——20（一）提馏段的物性及状态参数————————————————————20 （二）提馏段的汽液负荷计算—————————————————————22 （三）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算————————————————23 （四）塔板上的流体力学验算—————————————————————25 （五）塔板负荷性能图————————————————————————27 四、精馏塔的设计计算结果汇总一览表————————30一、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99.2%的氯苯51000t/a ，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%），料液温度为50℃矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。

（二）操作条件1.塔顶压强4kPa （表压）；2.进料热状况：泡点进料；3.回流比：R=1.8R min ；4.塔釜加热蒸汽压力506kPa ；5.单板压降不大于0.7kPa ；6.年工作日330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i p （mmHg ）温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 131.8 i p苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度ρ（kg/m 3）温度，（℃）80 90 100 110 120 130 ρ苯817805793782770757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 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。

3.组分的表面张力σ（mN/m ）温度，（℃）80 85 110 115 120 131 σ苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算：AB B A BA m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。

纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t rr c c （氯苯的临界温度：C ︒=2.359c t ）5.其他物性数据可查化工原理附录。

二、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。

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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）。

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（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和112.61kg/kmol728.061.112/3511.78/6511.78/65=+=F x986.061.112/211.78/9811.78/98=+=D x0.008/78.110.011490.008/78.110.992/112.61W x ==+2.平均摩尔质量()kg/km ol 49.8761.112728.01728.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/km ol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=D M()78.110.0114910.01149112.61112.2kg/kmol W M =⨯+-⨯=3.料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：51000t/a 6439kg/h W '==，全塔物料衡算：0.350.020.992F D W F D W '''=+'''=+ ⇒18966kg/h12527kg/h 6439kg/hF D W '='='= 18966/87.49216.78kmol/h 12527/78.59159.40kmol/h 6439/112.257.39kmol/hF D W ======（三）塔板数的确定 1.理论塔板数T N 的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取T N ，步骤如下： 1）根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y x ~依据()()B A B t p p p p x --=/，t A p x p y /=，将所得计算结果列表如下：温度，（℃） 80 83 87 90 93 96 100 103温度，（℃）107 110 113 117 120 123 127 130 131.8 i p苯1637 1760 190721032250 242726632840 2900 氯苯367.9 400442.9 500.1543595.8 666.2719760 两相摩尔分率x 0.309 0.265 0.217 0.162 0.127 0.090 0.047 0.019 0 y 0.666 0.614 0.544 0.448 0.376 0.287 0.165 0.071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y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。

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2）确定操作的回流比R将1）表中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。

在y x ~图上，因1=q ，查得0.930e y =，而728.0==F e x x ，986.0=D x 。

故有：min 0.9860.9300.2770.9300.728D e e e x y R y x --===--min 1.8 1.80.2770.499R R ==⨯=3）求理论塔板数（需要用三种方法） 方法一：图解法 精馏段操作线：0.330.6611D x Ry x x R R =+=+++ 提馏段操作线为过()0.01149,0.01149和()0.728,0.900两点的直线。

i p苯 760 839.5 945.5 1025 1122.5 1252.5 13501473 氯苯 148 165.1 187.9205231.4266.6293325.1两相摩尔分率x1 0.882 0.755 0.677 0.593 0.500 0.442 0.379 y10.974 0.939 0.913 0.8760.824 0.785 0.735苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图解得918T N =-=块（不含釜）。

其中，精馏段13T N =块，提馏段25T N =块，第4块为加料板位置。

方法二：解析法苯-氯苯混合液的t-α图由上图得：塔顶为80.5℃，D 5.120α=加料板为88℃，F 5.021α= 塔底为130.4℃，W 3.943α=所以： 5.0701α=，2 4.532α=4.79α=5.070⨯4.532=4.791()1 3.79x xy x xα==+α-1+精馏段操作线方程 0.330.66y x =+ 提馏段操作线方程 1.240.00276y x =-将10.986y =带入 4.791()1 3.79x xy x xα==+α-1+求得10.936x =将10.936x =带入精馏段操作线方程0.330.66y x =+，求得20.969y = 以此类推，得20.867x =30.946y = 30.785x = 40.919y = 40.703x =40.7030.728x =≤，所以将其带入提馏段操作线方程 1.240.00276y x =-50.869y = 50.581x = 60.718y = 60.347x = 70.428y = 70.135x = 80.165y = 80.0396x =90.0463y = 90.010030.01149x =<所以，8N = 方法三：吉利兰图法 全塔 m D 4.493W α=αα=min m 10.98610.01149lg lg 110.9860.0114911 4.80lg lg 4.493D W D W x x x x N ⎡-⎤⎡-⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪ ⎪⎪⎢⎥⎢⎥--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦=-=-=αmin 0.4990.2770.14810.4991R R x R --===++min 2N N Y N -=+其中，0.5458270.5914220.0027430.4768Y x x =-+=11.0N =精馏段 m 5.070D F 'α=αα=min m 10.98610.728lg lg 110.9860.72811 1.01lg lg5.070D F D F x x x x N '⎡-⎤⎡-⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫ ⎪⎪ ⎪⎪⎢⎥⎢⎥--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦=-=-=αmin 1.010.476822N N N Y N N --===++3.8N =提馏段7.2N = 求得， 11.0N = 综合三种方法，第三种方法塔板数最大为11.0 2.实际塔板数p N 1）全塔效率T E选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。