精馏塔工艺设计

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98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件

1.塔顶压强4kPa （表压）

2.进料热状况：饱和蒸汽进料

3.回流比：R=2R min

4.单板压降不大于0.7kPa （三）设计内容 设备形式：筛板塔

设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行

厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa 的远离城市的郊区 设计要求

1.设计方案的确定及流程说明

2.塔的工艺计算

3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定

（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制

（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表

5、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，（℃）

80.1 85 90

95

100

105 i p

苯 757.62

889.26

1020.9 1185.65 1350.4

1831.7

氯苯

147.44 179.395 211.35 253.755 296.16 351.355 温度，（℃）

110 115 120 125 130 131.75 i p

苯 2313

2638.5

2964 3355

3746

4210 氯苯

406.55 477.125

547.7

636.505 725.31

760

2.组分的液相密度ρ（kg/m 3

）

温度，（℃）

60

80

100 120 140

ρ

苯 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 氯苯

1064.0

1042.0

1019.0

996.4

972.9

3.组分的表面张力σ（mN/m ）

温度，（℃）

60 80 100 120 140 σ

苯 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯

25.96

23.75

21.57

19.42

17.32

4.液体粘度μ（mPa •s ）

温度，（℃） 60 80 100 120 140 μ

苯 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯

0.515

0.428

0.363

0.313

0.274

5.Antoine 常数

组分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 氯苯

7.1338

2182.68

293.767

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。

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）。

（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 kg/kmol 和112.6kg/kmol

=+=

6

.112/39.011.78/61.011

.78/61.0F x 0.693

989.06

.112/015.011.78/985.011

.78/985.0=+=

D x

014.06

.112/98.011.78/01.011

.78/01.0=+=

W x

2.平均摩尔质量

()kg/kmol 70.886.112693.01693.011.78=⨯-+⨯=F M

()kg/kmol 49.786.112989.01989.011.78=⨯-+⨯=D M

()kg/kmol 12.1126.112014.01014.011.78=⨯-+⨯=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：

h kmol 62.5824

330989

.010*******=⨯⨯⨯=

D ，

全塔物料衡算： W

x D x F x W D F w D f +=+= ⇒

25.6kmol/h

W kmol/h

22.84==F

（三）塔板数的确定

1.理论塔板数T N 的求取 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q=0， e （0.693,0.693）查得693.0=q y ，31.0=q x 。故有：

7624.031

.0693.0693.0989.0min

=--=--=q q q D x y y x R ;525.12min ==R R 3）求理论塔板数(图解法) 精馏段操作线：392.0604.01

1

+=++

+=

x R x x R R y D

总理论板层数：6.5(包括再沸器) 进料板位层：4 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。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。