苯氯苯分离过程板式精馏塔设计
/ 27 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
/ 27 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
/ 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
/ 27 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
/ 27 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) Fx：原料组成(kmol%) D：塔顶产品流量(kmol/s) Dx：塔顶组成(kmol%) W：塔底残液流量(kmol/s) Wx：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(5.112/44.05.112/44.0WDFxxx 平均摩尔质量 hkmolMhkmolMhkmolMWDF/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/h
/ 27 3.2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 温度/℃ 液相 气相 温度/℃ 液相 气相 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267 0.61 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Ft、Dt、Wt。 （1） Ft：39.95267.035.0110447.0267.0100110FFtt℃ （2） Dt：34.80198.002.8069.019002.80DDtt℃ （3） Wt： 12.1290014.08.1310195.001308.131WWtt℃ （4） 精馏段平均温度：87.87234.8039.9521DFttt℃ （5） 提馏段平均温度：26.112212.12939.9522WFttt℃ 3.2.2气、液相的密度的计算 已知：混合液密度：BBAALaa1（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（3/mkg）
/ 2
7 温度 80 90 100 110 120 130 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 混合气密度：004.22TPPMTL （1）精馏段： 87.871t℃ 液相组成1x：78.0102.8087.87169.002.809011xx 气相组成1y：94.0102.8087.871916.002.809011yy 所以 kmolkgMkmolkgMVL/44.11011.7894.015.11294.0/93.10411.7878.015.11278.011 （2）提馏段： 26.1122t℃ 液相组成2x： 24.0267.011026.112267.0129.011012022xx 气相组成2y： 56.061.011026.11261.0378.011012022yy 所以 kmolkgMkmolkgMVL/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。 87.871t℃
/ 27 33/34.103010398087.87103910288090/34.8088178087.87103910288090mkgmkg氯苯氯苯苯苯 同理可得： 26.1122t℃， 33/51.1005/51.779mkgmkg氯苯苯 在精馏段，液相密度1L： 311/33.83334.103016.0134.80878.0111.785.11278.0/5.11278.01mkgLL 气相密度1V： 31/73.387.8715.2734.2215.27344.110mkgV 在提馏段，液相密度2L： 322/93.92551.1005687.0151.77911.7824.015.11224.0/5.11224.01mkgLL 气相密度2V： 32/29.326.11215.2734.2215.27337.97mkgV 3.2.3 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（mmN/） 温度（℃） 80 85 110 115 120 131 σ 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4
/ 27 精馏段87.871t℃ 苯的表面张力： 1.203.176.203.1787.8711085110苯苯 molcmmVwwm/64.9733.83311.783 氯苯的表面张力； 36.257.2287.871107.257.2285110氯苯氯苯 molmmVooo/16.3073.35.1123 41.016.3078.073.9322.016.3078.073.9378.01120000200000202VxVxVxVxVXVxVxxVwwwwwww 387.041.0lglg2owB 43.104.1387.004.173.9336.25216.301.2015.27387.872441.0441.03/23/23/23/2QBAVqVTqQmwoo 联立方程组1,lg2soswsoswA 代入求得： 37.21165.21.20625.036.25375.0625.0,375.04/14/14/1mmsosw 提馏段26.1122t℃ 苯的表面张力； molcmmVwwm/36.8493.92511.78,07.178.1626.1121153.178.161101153苯苯 氯苯的表面张力：
/ 27 molmmVooo/19.3429.35.112,47.222.227.222.2226.1121151101153氯苯氯苯 057.0783.084.0783.036.8447.22219.3407.1715.27326.1122441.084.093.6lglg93.619.3424.036.8476.014.3824.036.8424.013/23/2222QBAQBowow 联立方程组1,lg2soswsoswA 代入求得：37.0,63.0sisw 求得45.19m 3.2.4混合物的黏度 查化工原理附录11可得 87.871t℃， smPasmPa35.027.0氯苯苯， 26.1122t℃， smPasmPa26.019.0氯苯苯， 精馏段黏度： smPaxx2875.078.0135.078.027.01111氯苯苯 提馏段黏度： smPaxx2432.024.0126.024.019.01222氯苯苯 3.2.5 相对挥发度 精馏段挥发度：由94.0,78.0AAyx得 06.0,22.0BByx 所以 相对挥发度12.478.006.022.094.0ABBAxyxy
/ 27 提馏段挥发度：由56.0,24.0AAyx
得 44.0,76.0BByx 所以 相对挥发度03.424.044.076.056.0ABBAxyxy 3.2.6 气液相体积流量计算 在yx~图上，因1q，查得74.0ey，而35.0Fexx，97.0Dx 故有：59.035.074.074.097.0mineeeDxyyxR 取18.159.022minRR 精馏段： L=RD= V=(R+1)D==0.0473kg/s 已知：313111/73.3/33.833/44.110,/93.104mkgmkgkmolkgMkmolkgMVLVL 则有质量流量： 体积流量：11.60m3/h=0.0032m3/s 1.40 提馏段： 因本设计为饱和液体进料，所以1q。 =
/ 27 0.0473kmol/s 已知：323222/29.3/93.925/37.97,/36.86mkgmkgkmolkgMkmolkgMVLVL 则有质量流量： 体积流量：smVVsmLLVsLs/4.129.36.4/00597.093.92553.532223222 3.3塔板的计算 3.3.1操作线方程的计算 精馏段操作线方程：44.054.0111nDnnxRxxRRy 提馏段操作线方程：074.10739.01mWmmxxWLWxWLLy 表3-4 相关数据表 温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 131.8 两相摩尔分率 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0
/ 27 图3-1 苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解 3.3.2实际塔板的确定 作图得精馏段理论板数为3.7块 提馏段理论板数为5.8块 （1）精馏段 已知：smPaL2875.0,12.41 所以：87.747.07.347.02875.012.449.0245.0TTPTENNE精块，取实际板数为8块 （2）提馏段 已知：495.02432.003.449.02432.0,03.4245.02TLEsmPa 所以：72.11495.08.5TTpENN提块 取实际板数为12块
/ 27 全塔所需实际塔板数：20128提精PPPNNN块 全塔效率%45%10020110PTTNNE 加料板位置在第10块板。 3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 3.4.1塔径的计算 （1）精馏段 由VVLCuuumaxmax,8.0~6.0，式中C可由史密斯关联图查出： 横坐标数值：0344.073.333.83339.503158.112/12/11111VLssVL 初取板间距：通常板间距取m60.0~45.0，则取mHT45.0，板上液层高度mhL06.0， 则mhHTT39.006.045.0 图3-2 史密斯关联图 查史密斯关联图可得：089.02037.21088.020,088.02.02.02020CCC
/ 27 smu/31.173.373.333.833089.0max 取安全系数为0.7，则空塔气速为 smuu/917.031.17.07.0max muVDs47.1917.014.34.144 按标准塔径圆整为1.6m 横截面积：22201.26.1785.04mDAT 实际空塔气速：smu/70.001.24.1 （2）提馏段 横坐标数值：0715.029.393.925504049.212/12/12222VLssVL 取板间距mhmHLT06.0,45.0，则有mhHTT39.006.045.0 查图可知082.020C,muVDsmuusmuCCs36.196.014.34.144/96.037.17.07.0/37.129.329.393.925084.0084.02045.19084.020222max2max2.02.020 根据顶标准圆整为1.60m。横截面积：2201.26.1785.0mAT 空塔气速：smu/70.001.24.12 3.4.2 溢流装置 （1）堰长wl 当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为8.0~6.0。 取mDlw12.16.165.065.0 （2）出口堰高 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。
/ 27 堰上液高度
owh按公式3/2100084.2whowllEh 近似取1E 精馏段：mhhhmhowLwow0469.00131.006.00131.012.158.11100084.23/2 提馏段：mhhhmhwLwow0396.00204.006.00204.017.149.21100084.23/2 （3）弓形降液管的宽度和横截面积 图3-3 关系图、与TfdwAADWDl/// 由7.08.112.1Dlw 查上图得15.0,09.0DWAAdTf， 则：mWmAdf24.06.115.0,181.001.209.02 验算降液管内停留时间： 精馏段：sLHAsTf30.2500322.045.0181.01 提馏段：sLHAsTf64.1300597.045.0181.02 停留时间s5，所以降液管可使用。
/ 27 （4）降液管底隙高度 精馏段： 取降液管底隙的流速smu/08.00，则有mulLhws036.008.012.100322.0010 取mh04.00 提馏段： 取降液管底隙的流速smu/08.00，则有mulLhws067.008.012.100597.0020 取mh07.00 因为0h不小于20mm，故0h满足要求。 3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 （1） 塔板分布 本塔塔径为mD6.1，采用分块式塔板，查下表得。塔板为4块。 表3-5 不同塔径的分块式塔板数 （2） 浮阀数目与排列 精馏段： 取阀孔动能因子120F，则孔速01u为： smFuV/22.673.3121001 取浮阀塔盘的阀径mmdv50，一般取阀孔的直径与阀径的比值为 85.0~75.0/0vdd，所以取阀孔孔径mmd408.0500 每层塔板上浮阀数目为： 18022.604.0785.04.1420201udVNs块（采用1F型浮阀） 塔径mm 800～1200 1400～1600 1800～2000 2200～2400 塔板分块数 3 4 5 6
/ 27 取边缘区宽度mWc06.0，破沫区宽度mWs10.0。 计算塔板上的鼓泡区面积，即：RxRxRxAaarcsin1802222 其中 mWWDxmWDRsdc46.010.024.026.1274.006.026.12 所以222204.174.046.0arcsin84.018014.346.074.046.02mAa 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距mmt75 排间距t一般取mm110~65 则排间距：mmmNAtta77077.0075.018004.1 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77mm，而应小些，故取70tmm，按mmtmmt70,75，以等腰三角形叉排方式作图，取塔盘外围浮阀的阀孔中心到塔壁的距离为80mm,与进口堰、溢流堰的距离为90mm,刚开孔部分的长边为ml64.108.026.11，短边为mWld94.009.0226.12 所以作图可得浮阀数为205个。 按205N重新计算孔速和阀孔动能因数。 50.1073.344.5/44.520504.0785.04.10201Fsmu 阀孔动能因数变化不大，仍在9～13范围内。 塔板开孔效率%87.12%10044.57.00uu 提馏段 取阀孔动能因数120F，则smFuV/63.629.3122002 每层塔板上浮阀数目为：16863.604.0785.04.14202202udVNs块
/ 27 按mmt75，估算排间距为mmt5.82075.016804.1 取mmt80，排得阀数为179个。 按179N重新计算孔速和阀孔动能因数 28.1129.341.6/23.617904.0785.04.102202Fsmu 阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内。 塔板开孔效率%24.11%10023.67.00uu 3.5
精馏塔塔板的流体力学计算 3.5.1 精馏塔塔板的压降计算 气相通过浮阀塔板的压降可根据hhhhcp1计算 精馏段 干板阻力：smuVc/11.573.31.731.73825.1825.1110 因为1001cuu，故：mguhLVc036.08.933.833244.573.334.5234.52120111 板上充气液层阻力： 取mhhLL03.006.05.0,5.0010 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，楞忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为： PaghpmhLPPP00.5398.933.833066.0066.003.0036.01111 提馏段 干板阻力：smuVc/47.529.31.731.73825.1825.1220 因2002cuu，故：smguhLVc/029.08.993.925247.529.334.5234.52220222
/ 27 板上充气液层阻力：取mhhLL03.006.05.0,5.0020 液体表面张力所造成的阻力： 此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为： PaghPmhLPPP37.5358.993.925065.0059.003.0029.02222 3.5.2 淹塔 为了防止发生淹塔的现象，要求控制降液管中清液的高度。 dLpdWTdhhhHHHH即, 精馏段 单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度：mhP066.01 液体通过液体降液管的压头损失： mhlLhwsd00080.004.012.100322.0153.0153.0220111 板上液层高度：mHmhdL127.006.00008.0066.0,06.01则 取5.0，已选定mhmHwT0469.0,45.01 则mhHwT248.00469.045.05.01 可见11wTdhHH，所以符合防止淹塔的要求。 提馏段 单板压降所相当的液柱高度：mhP059.02 液体通过液体降液管的压头损失： mhlLhwsd00089.007.012.100597.0153.0153.0220222 板上液层高度：mhL06.0，则mHd12.006.000089.0059.02 取5.0，则mhHwT245.00396.045.05.02 可见22wTdhHH，所以符合防止淹塔的要求。
/ 27 3.6 塔板负荷性能计算 3.6.1 雾沫夹带线 bFLsVLVsAKCZLV36.1泛点率 由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段： 648.1103.00.112.136.171.280071.28.0ssLV 整理得：ssLV52.1067.0136.0，即ssLV69.2203.2 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个sL值算出sV。 提馏段： 648.1101.00.112.136.129.393.92529.38.0ssLV 整理得：ssLV52.10597.0133.0，得ssLV46.2523.2 精馏段 smVsmLss////33 8.101.0 58.102.0 提馏段 smVsmLss////33 98.101.0 72.102.0 3.6.2 液泛线 dLlcdLpwThhhhhhhhhH NdVulLEhhlLguhHswswwsLVwT2003/20202043600100084.21153.0234.5
/ 27 精馏段： 3/2121422216186.00469.05.119.1248.9233.83304.0205785.073.334.5248.0sssLLV 整理得3/21212143.5093.414267.9sssLLV 提馏段： 3/2222422226186.00396.05.181.228.9293.92504.0179785.029.334.5245.0sssLLV 整理得3/22222233.4835.129667.9sssLLV 在操作范围内任取若干个sL值，算出相应的sV值 3.6.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于5~3s。 液体降液管内停留时间5~3sTfLHAs 以5s作为液体在降液管内停留时间的下限
，则： smHALTfs/0163.0545.0181.053max 3.6.4 漏液线 根据0minAVusow，其中： 3/22100284.0134.004.112187.0,772.0,/13.00056.04.4whowaooowwLLLLoowlLEhAAChhhhCu 精馏段 smVsmLss////3131 92.601.0 31.402.0 11.103.0 提馏段 smVsmLss////3232 3.701.0 59.502.0 83.303.0
/ 27 精馏段 32min21min076.061.2455.0/100284.00469.013.00056.04.4ssVLwsoosLVlLACV 同理可得，提馏段32min096.001.3455.0ssLV 3.6.5 液相负荷下限 取堰上液层高度为006.0owh作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相 流量无关的竖直线 006.0min3600100084.23/2wslLE 取0.1E，则smLs/000952.0360012.1184.21000006.032/3min 由以上5~1作出塔板负荷性能图。 3.6.6塔板负荷性能图 sL 0.01 0.02 0.03 精馏段 minsV 0.736 0.736 0.740 精馏段 minsV 0.790 0.790 0791
/ 27 图3-4 精馏段塔板负荷性能图 图3-5 提馏段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限)/72.3(01.73maxsmVs，气相负荷下限)/41.0(88.03minsmVs。 所以：精馏段操作弹性97.788.001.7;提馏段操作弹性07.941.072.3。
/ 27 浮阀塔的工艺计算结果见下表。 表3-6 浮阀塔工艺计算结果 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 D m 1.6 1.6 分块式塔板 等腰三角形叉排，同一横排 板间距 TH m 0.45 0.45 塔板类型 单溢流弓形降液管 空塔气速 u m/s 0.7 0.7 堰长 wl m 1.12 1.12 堰高 wh m 0.0469 0.0396 板上液层高度 m 0.0131 0.0204 降液管底隙高度 0h m 0.04 0.07 浮阀数 N 205 179 阀孔气速 0u m/s 5.44 6.23 浮阀动能因子 0F 10.50 11.28 孔心距 t m 0.075 0.075 排间距 t m 0.07 0.08 单板压降 Pp Pa 539.00 535.37 液体在降液管内停留时间 s 25.30 13.64 降液管内清液层高度 dH m 0.127 0.12 泛点率 % 58.21 55.87 气相负荷上限 maxsV m3/s 7.01 3.72 气相负荷下限 minsV m3/s 0.88 0.31 操作弹性 7.97 9.07 4 设计结果汇总表 序号 项目 精馏段 提馏段 1 平均温度 tm ℃ 87.87 112.26 2 气相流量 Vs m3/s 1.4 1.4
/ 27 3 液相流量 Ls m3/s 0.00322 0.00597 4 实际塔板数 8 12 5 精馏塔塔径 m 1.6 1.6 6 板间距 m 0.45 0.45 7 溢流形式 单溢流 单溢流 8 降液管形式 弓形 弓形 9 堰长 m 1.12 1.12 10 堰高 m 0.0469 0.0396 11 板上液层高度 0.06 0.06 12 堰上液层高度 m 0.0131 0.0204 13 降液管底隙高度 m 0.04 0.07 14 安定区宽度 m 0.1 0.1 15 边缘区宽度 m 0.06 0.06 16 开孔区面积 m2 1.72 1.72 17 阀孔直径 m 0.04 0.04 18 阀孔数目 205 179 19 孔中心距 m 0.075 0.075 20 排间距 m 0.07 0.08 21 开孔率
％ 12.87 11.2 22 空塔气速 m/s 0.70 0.70 23 筛孔气速 m/s 5.44 6.23 24 每层塔板压降 kPa 0.539 0.535 25 泛点率 % 58.32 55.87 26 负荷上限 0.0163 0.0163 27 负荷下限 0.000952 0.000952 28 操作弹性 7.97 9.07 5工艺流程图及精馏塔工艺条件图 5.1工艺流程图
/ 27 图5-1板式精馏塔的工艺流程简图 6设计评述 本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离原料中含氯苯为0.45（以下皆为质量分率）的苯－氯苯混合液，其中混合液进料量为138.38kmol/h，进料温度为80.34摄氏度，要求获得0.98的塔顶产品和0.02的塔釜产品,再沸器用2atm的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质。通过查阅资料，相互讨论，相互学习，对板式精馏塔的设计有了初步想法。在最小回流比的求取中，我们利用苯－氯苯溶液体系的汽液相平衡数据，用AutoCAD作图，再做切线求出最小回流比。据回流比进行物料衡算可以得到摩尔流量、密度、温度等参数，再通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计，最后选择离心泵、换热器等设备进行设备流程图和设备装备图的绘制。