苯氯苯分离过程板式精馏塔设计

课程设计说明书题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计院(系): 化学化工学院专业年级: 化学2012级姓名: 王***学号: 121******指导教师: 李**副教授2015年10月目录1绪论 (3)2 设计方案确定与说明 (4)2.1设计方案的选择 (4)2.2工艺流程说明 (4)3 精馏塔的工艺计算 (5)3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 (6)3.2.1精馏塔平均温度 (6)3.2.2气、液相的密度的计算 (6)3.2.3混合液体表面张力 (8)3.2.4混合物的黏度 (10)3.2.5相对挥发度 (10)3.2.6 气液相体积流量计算 (11)3.3塔板的计算 (12)3.3.1操作线方程的计算 (12)3.3.2实际塔板的确定 (13)3.4塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 (14)3.4.1塔径的计算 (14)3.4.2溢流装置 (15)3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)3.5 精馏塔塔板的流体力学计算 (19)3.5.1精馏塔塔板的压降计算 (19)3.5.2淹塔 (20)3.6 塔板负荷性能计算 (21)3.6.1 雾沫夹带线 (21)3.6.2 液泛线 (21)3.6.3 液相负荷上限 (22)3.6.4 漏液线 (22)3.6.5 液相负荷下限 (23)3.6.6塔板负荷性能图 (23)4 设计结果汇总表 (25)5工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (26)6设计评述 (27)1绪论精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。

精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。

苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。

筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。

泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。

第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。

50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。

与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。

而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。

60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过10m。

为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。

工业生产对塔板的要求主要是：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。

②塔板效率要高。

③塔板压力降要低。

④操作弹性要大。

⑤结构简单，易于制造。

在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。

为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。

在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。

本文的主要设计内容可以概括如下：1.设计方案的选择及流程；2.工艺计算； 3.浮阀塔工艺尺寸计算；4.设计结果汇总；5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图2 设计方案确定与说明2.1设计方案的选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。

泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。

筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。

而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。

浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。

浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。

浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。

因此，本次设计选用浮阀式板式精馏塔。

2.2工艺流程说明精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，苯、氯苯混合原料液经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经分配器 一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。

3 精馏塔的工艺计算3.1全塔的物料衡算F ：原料液流量 (kmol/s) F x ：原料组成(kmol%) D ：塔顶产品流量(kmol/s) D x ：塔顶组成(kmol%) W ：塔底残液流量(kmol/s) W x ：塔底组成(kmol%) 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/mol 和112.61kg/mol 。

014.011.78/98.05.112/02.05.112/02.097.011.78/02.05.112/98.05.112/98.035.011.78/)44.01(5.112/44.05.112/44.0=+==+==-+=W D F x x x 平均摩尔质量h kmol M h kmol M h kmol M W D F /60.7861.112014.0986.011.78/47.11161.11297.003.011.78/15.9061.11235.065.011.78=⨯+⨯==⨯+⨯==⨯+⨯=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F =全塔物料衡算：总物料衡算 F = D + W 苯物料衡算 0.44F=0.02D+0.98W 联立解得 F=138.51kmol/h D=78.09kmol/h W=60.59kmol/h3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算表3-1常压下苯—氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系3.2.1精馏塔平均温度利用表3-1中数据由拉格朗日插值法可求得F t 、D t 、W t 。

（1） F t ：39.95267.035.0110447.0267.0100110=⇒--=--F F t t ℃（2） D t ：34.80198.002.8069.019002.80=⇒--=--D D t t ℃（3） W t ： 12.1290014.08.1310195.001308.131=⇒--=--W W t t ℃（4） 精馏段平均温度：87.87234.8039.9521=+=+=D F t t t ℃（5） 提馏段平均温度：26.112212.12939.9522=+=+=W F t t t ℃3.2.2气、液相的密度的计算已知：混合液密度：BBAALa a ρρρ+=1（a 质量分率，M 为平均相对分子质量），不同温度下苯和氯苯的密度见表3-2。

表3-2 不同温度下苯和氯苯的密度ρ（3/m kg ）混合气密度：004.22TP PMT L =ρ（1）精馏段： 87.871=t ℃ 液相组成1x ：78.0102.8087.87169.002.809011=⇒--=--x x气相组成1y ：94.0102.8087.871916.002.809011=⇒--=--y y所以 ()()kmolkg M kmol kg M V L /44.11011.7894.015.11294.0/93.10411.7878.015.11278.011=⨯-+⨯==⨯-+⨯=（2）提馏段： 26.1122=t ℃ 液相组成2x ：24.0267.011026.112267.0129.011012022=⇒--=--x x气相组成2y ：56.061.011026.11261.0378.011012022=⇒--=--y y所以()()kmolkg M kmol kg M V L /37.9711.7856.015.11256.0/36.8611.7824.015.11224.022=⨯-+⨯==⨯-+⨯=求得在1t 和2t 温度下苯和氯苯的密度。

87.871=t ℃33/34.103010398087.87103910288090/34.8088178087.87103910288090m kg m kg =⇒--=--=⇒--=--氯苯氯苯苯苯ρρρρ同理可得：26.1122=t ℃， 33/51.1005/51.779mkg m kg ==氯苯苯ρρ在精馏段，液相密度1L ρ：()[]311/33.83334.103016.0134.80878.0111.785.11278.0/5.11278.01m kg L L =-+-⨯+⨯⨯=ρρ气相密度1V ρ： ()31/73.387.8715.2734.2215.27344.110m kg V =+⨯⨯=ρ在提馏段，液相密度2L ρ：()[]322/93.92551.1005687.0151.77911.7824.015.11224.0/5.11224.01m kg L L =-+⨯-+⨯⨯=ρρ气相密度2V ρ： ()32/29.326.11215.2734.2215.27337.97m kg V =+⨯⨯=ρ3.2.3 混合液体表面张力不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。

表3-3 苯和氯苯不同温度下的表面张力（m mN /）精馏段87.871=t ℃ 苯的表面张力：1.203.176.203.1787.8711085110=⇒--=--苯苯σσ mol cm m V w w m /64.9733.83311.783===ρ氯苯的表面张力；36.257.2287.871107.257.2285110=⇒--=--氯苯氯苯σσ mol m m V o o o /16.3073.35.1123===ρ()()()[]()()[]()41.016.3078.073.9322.016.3078.073.9378.01120000200000202=⨯+⨯⨯⨯⨯-=+-=+=V x V x V x V x V X V x V x xV w w w w w w w ϕϕ387.041.0lg lg 2-==⎪⎪⎭⎫⎝⎛=o w B ϕϕ43.104.1387.004.173.9336.25216.301.2015.27387.872441.0441.03/23/23/23/2-=--=+=-=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=Q B A V q V T q Q m w o o δδ 联立方程组1,lg 2=+⎪⎪⎭⎫⎝⎛=so sw so sw A ϕϕϕϕ代入求得：37.21165.21.20625.036.25375.0625.0,375.04/14/14/1==⨯+⨯===m m so sw σσϕϕ提馏段26.1122=t ℃ 苯的表面张力；mol cm m V w w m /36.8493.92511.78,07.178.1626.1121153.178.161101153==='=⇒--=--ρσσ苯苯氯苯的表面张力：mol m m V o o o /19.3429.35.112,47.222.227.222.2226.1121151101153=='='=⇒--=--ρσσ氯苯氯苯()[]()057.0783.084.0783.036.8447.22219.3407.1715.27326.1122441.084.093.6lg lg 93.619.3424.036.8476.014.3824.036.8424.013/23/2222=-='+'='-=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯='==⎪⎪⎭⎫⎝⎛''='=⨯+⨯⨯⨯⨯-='Q B A Q B o w ow ϕϕϕϕ联立方程组1,lg 2='+'⎪⎪⎭⎫⎝⎛''='so sw so sw A ϕϕϕϕ 代入求得：37.0,63.0='='si sw ϕϕ 求得45.19='mσ 3.2.4混合物的黏度 查化工原理附录11可得87.871=t ℃， s mPa s mPa ⋅=⋅=35.027.0氯苯苯，μμ 26.1122=t ℃， s mPa s mPa ⋅=⋅=26.019.0氯苯苯，μμ 精馏段黏度：()()smPa x x ⋅=-⨯+⨯=-+=2875.078.0135.078.027.01111氯苯苯μμμ提馏段黏度：()()smPa x x ⋅=-⨯+⨯=-+=2432.024.0126.024.019.01222氯苯苯μμμ3.2.5 相对挥发度精馏段挥发度：由94.0,78.0==A A y x 得 06.0,22.0==B B y x 所以 相对挥发度12.478.006.022.094.0=⨯⨯==A B B A x y x y α提馏段挥发度：由56.0,24.0='='A A y x 得 44.0,76.0='='B B y x所以 相对挥发度03.424.044.076.056.0=⨯⨯=''''=AB B A x y x y α 3.2.6 气液相体积流量计算在y x ~图上，因1=q ，查得74.0=e y ，而35.0==F e x x ，97.0=D x 故有：59.035.074.074.097.0min =--=--=e e e D x y y x R 取18.159.022min =⨯==R R ① 精馏段： L =RD =V =(R +1)D==0.0473kg/s已知：313111/73.3/33.833/44.110,/93.104m kg m kg kmolkg M kmol kg M V L V L ====ρρ则有质量流量：体积流量：11.60m ³/h=0.0032m ³/s1.40② 提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以1=q 。