课程设计板式塔设计示范

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）生物与化学工程系生物工程专业2011年11月27日课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/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%）。

二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；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p（mmHg）1.组分的饱和蒸汽压i2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）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 ）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 r r 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。

附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）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。

流程图略。

二、全塔的物料衡算（一）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/kmol 。

728.061.112/3511.78/6511.78/65=+=F x986.061.112/211.78/9811.78/98=+=D x00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0=+=W x（二）平均摩尔质量()kg/kmol 49.8761.112728.01728.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/kmol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=D M()kg/kmol 5.11261.11200288.0100288.011.78=⨯-+⨯=W M （三）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：kg/h t/a 631350000=='W ，全塔物料衡算：WD F W D F '+'=''+'='998.002.035.0 ⇒6313kg/hkg/h kg/h ='='='W D F 1239618709 h 56.12kmol/6313/112.5kmol/h kmol/h ======W D F 73.15759.78/1239684.21349.87/18709三、塔板数的确定（一）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：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。

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935.0=e y ，而728.0==F e x x ，986.0=D x 。

故有：246.0728.0935.0935.0986.0=--=--=e e e D m x y y x R考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：492.0246.022=⨯==m R R3.求理论塔板数 精馏段操作线：66.033.011+=+++=x R x x R Ry D 提馏段操作线为过()00288.0,00288.0和()900.0,728.0两点的直线。

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图解得5.1015.11=-=T N 块（不含釜）。

其中，精馏段41=T N 块，提馏段5.62=T N 块，第5块为加料板位置。

（二）实际塔板数p N1.全塔效率T E选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。

该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa ·s 的烃类物系，式中的m μ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+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：s mPa ⋅=24.0A μ，s mPa ⋅=34.0B μ。

()()267.0728.0134.0728.024.01=-⨯+⨯=-+=F B F A m x x μμμ 52.0267.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ2.实际塔板数p N （近似取两段效率相同） 精馏段：7.752.0/41==p N 块，取81=p N 块 提馏段：5.1252.0/5.62==p N 块，取132=p N 块 总塔板数2121=+=p p p N N N 块。

四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 9.11087.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 1.1082/9.1103.105=+=m p（二）平均温度m t查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃。

()842/8880=+=m t ℃（三）平均分子量m M塔顶： 986.01==D x y ，940.01=x （查相平衡图）()kg/kmol 59.7861.112986.0111.78986.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/kmol 18.8061.112940.0111.78940.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：935.0=F y ，728.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 35.8061.112935.0111.78935.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 49.8761.112728.0111.78728.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol 47.7935.8059.78,=+=m V M()kg/kmol 84.832/49.8718.80,=+=m L M（四）平均密度m ρ1.液相平均密度m L ρ,塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LD3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB L D 3kg/m 5.8201.103902.00.81798.01,,,,=⇒+=+=m LD B LD B A LD A mLD ρρa ρa ρ 进料板：3kg/m 5.807881886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LF3kg/m 6.1030880657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB L F3kg/m 7.8736.103035.05.80765.01,,,,=⇒+=+=m LF B LF B A LF A mLF ρρa ρa ρ 精馏段：()3kg/m 1.8472/7.8735.820,=+=m L ρ 2.汽相平均密度m V ρ,()3kg/m 894.284273314.847.791.108,,=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ（五）液体的平均表面张力m σ塔顶：mN/m 08.21,=A D σ；mN/m 02.26,=B D σ（80℃）mN/m 14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=D A B BA B A m D x σx σσσσ 进料板：mN/m 20.20,=A F σ；mN/m 34.25,=B F σ（88℃）mN/m 38.21728.034.25272.020.2034.2520.20,=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=F A B BA B A m F x σx σσσσ 精馏段：()mN/m 26.212/38.2114.21=+=m σ （六）液体的平均粘度m L μ,塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：()()s mPa ⋅=⨯+⨯=+=317.0014.0445.0986.0315.0,D B B D A A m LD x μx μμ加料板：s mPa ⋅=⨯+⨯=315.0272.041.0728.028.0,m LF μ 精馏段：()s mPa ⋅=+=316.02/315.0317.0,m L μ五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率()kmol/h 33.23573.157492.11=⨯=+=D R V汽相体积流量/s m 3795.1894.2360047.7933.2353600,,=⨯⨯==mV m V s ρVM V汽相体积流量/h 6462m /s m 33==795.1h V液相回流摩尔流率kmol/h 60.7773.157492.0=⨯==RD L 液相体积流量/s m 300213.01.847360084.836.773600,,=⨯⨯==mL m L s ρLM L液相体积流量/h 7.680m /s m 33==00213.0h L冷凝器的热负荷()()kW 15933600/31059.7833.235=⨯==Vr Q六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距mm 500=T H 及板上液层高度mm 60=L h ，则：m 44.006.05.0=-=-L T h H2.按Smith 法求取允许的空塔气速max u （即泛点气速F u ）0203.0894.21.847795.100213.05.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L s s ρρV L查Smith 通用关联图得0925.020=C负荷因子0936.02026.210925.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=σC C泛点气速：()()599.1894.2/894.21.8470936.0/max =-=-=VV L ρρρCu m/s3.操作气速取m/s 12.17.0max ==u u 4.精馏段的塔径m 429.112.114.3/795.14/4=⨯⨯==u πV D s圆整取mm 1600=D ，此时的操作气速m/s 893.0=u 。