苯-氯苯分离精馏塔设计说明

1、二、 设计方案的确定1.操作压力：蒸馏操作可在常压， 加压，减压下进行。 应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。 例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。2.进料状况：进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔。 这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同， 在设计和制造上也叫方便。 本次设计采用泡点进料即 q=1。3.加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用

2、直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。4.冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却， 应尽量使用循环水。 如果要求的冷却温度较低。 可考虑使用冷却盐水来冷却。5.热能利用蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。 因此，热效率很低， 可

3、采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。三、精馏塔的工艺计算和论叙（一）精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率2、相对挥发度的计算：、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：温度（ oC）8090100110120130131.8P0*0.0130)760102513501760225028402900苯 (PA3kpaP=101.32148205293400543719760氯苯 (PB0)5kpa、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：计算公式为：；温度（ oC）8

4、090100110120130131.8X A10.6770.4420.2650.1270.0190YA10.9130.7850.6130.3760.0720、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度：计算公式为：理想状态下相对挥发度：温度（ oC）8090100110120130131.8X A10.6770.4420.2650.1270.01905.145.004.614.404.143.953.82计算苯的平均相对挥发度：苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示， 本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。7 5.14*5.00*4.61*4.40*4.14*3.95

5、*3.823、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：M F0.49*78.11(10.49)*112.6395.72kg / kmolM D0.98*78.11(10.98)*112.6378.80kg / kmolM W0.04*78.11(10.04)*112.63111.25 kg / kmol4、物料衡算：原料处理量：F 5000/95.75 52.24kmol/h联立求解得 :D 25.01kmol,W=27.23kmol/h（二）塔板数的确定1、理论板层数的求取苯氯苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。（ 1）、求最小回流比及操作线回流比。进料状态的选择：饱和液体进料（q 1）。

6、进料状态由五种，即过冷液体进料（ q1),饱和液体进料（ q 1），气液混合进料（ 1q0) 和过热蒸汽进料 (q0). 。基于工程和经济得综合考虑， 这里选择饱和液体进料， 其主要原因是：A 、保证塔的操作稳定B、避免季节气温的影响C、为使精、提馏段保持相同的路径，便于制造。xp xF 0.49已设：饱和液体进料（ q=1 ） ,则：ypxp4.41*0.491 (1) x p0.811 (4.41 1)*0.49RminxDyp0.980.81y pxp0.810.530.49根据作图（ 1 5）和吉利兰关联图法综合得：R=2Rmin 为最理想选择。用逐板法计算理论板数如下：a、求精馏段得

7、气液相负荷LRD26.51kmol / hV (R+1)R 51.52kmol / hL L+F78.75kmol / hV V51.52kmol / hb、精馏段操作线方程：LDy=xV xD0.514 x0.476V提馏段操作线方程：LxW1.357 x0.014y= xWVVc、逐板法计算如下：y1xD0.98相平衡方程x1精馏段操作线方程y20.94750.9174相平衡方程x20.8036精馏段操作线方程精馏段操作线方程y30.8890y40.8075相平衡方程相平衡方程x30.6449x40.48750.49提馏段操作线方程y50.6475相平衡方程x50.2940提馏段操作线方程

8、提馏段操作线方程y60.3850y70.1547相平衡方程相平衡方程x60.1243x70.03980.04如上图得：总理论板数NT =7；进料板位置 N F 4 ;精馏段实际板数:N 精3/ ET3/ 0.526提馏段实际板数:N 提4/ET 4/0.528（三）计算操作温度：a、塔顶温度 :t D,已知 p=(101.325+4)kpa=105.325kpa=791.92mmHgx1 0.92，苯的沸点 80.10C, 氯苯的沸点 131.80C设 t=1000C,查表得 PA 0=1350mmHg,0PB =293mmHg,xa=(791.92-293)/(1350-293)=0.472

9、0.92设 t=900C,查表得 PA 0=1025mmHg,0PB =205mmHg,xa=(791.92-205)/(1025-205)=0.7160.92作图插法得（如图6）： tD =82.90Cb、进料板温度：tFP(105.3250.7 *6) / 0.133 823.50 mmHgxF0.49设 t100 0C , PA01350, PB0293xA823.502930.4910252930.502设 t900 C, PA01025, PB0205xA823.502050.4910252050.754设 t110 0C,P01760, P 0400ABxA823.504000.4

10、910254000.311作图内插法得：t F 100.60Cc 、塔底温度： twP(105.3250.7*14) / 0.133865.60mmHgx Axw0.04设t w 1000 C , PA0 1350, PB0 293865.60293x A0.542 0.041350293设t w 1300 C , PA0 2480, PB0 719865.607190.0690.04x A7192840设t w 131.80 C, PA02900, PB0760865.607600.0490.49x A7602900设t w 1100 C , PA0 1760, PB0 400865.604

11、000.342x A4001760设t w 1200 C , PA0 2250, PB0 543865.60543x A0.1892250543作图内插法得：t w133.1 0C综上所述：MVDm0.980.16*78.11 0.84*112.63*78.11 0.02*112.63 78.80kg / kmolM LDm0.92*78.810.08*112.6380.87kg / kmolMVFm0.81*78.110.19*112.6384.67kg / kmolM LFm0.49*78.110.51*112.6395.72kg / kmolMVWm0.16*78.110.84*112.

12、63107.11kg / kmolM LWm0.04*78.110.96*112.63111.25kg / kmole.平均密度计算：精馏段平均压力：P（105.325） /2=107.422kPam精109.525Pm提（109.525115.125） /2=112.325kPa精馏段气体密度：Pm精 M精3VmVm精RTm精2.893kg / mPm提 M Vm提3.322kg / m3Vm提RTm提液体的平均密度：（1/ Lmai/i )t D82.90 C时（ A813.4 kg / m3B1035.7 kg / m3t F100.6 0C时（A792.3kg / m3B1017.4

13、kg / m3tW133.10C时（A753.4kg / m3B981.7 kg / m3所以 LDm0.89 /1833.1kg / m3A0.11/ BLFmLWm10.40 /A0.60 /10.03/A0.97 /913.6kg / m3B972.9kg / m3B所以精馏段平均密度：Lm精(833.1913.6)/ 2873.4kg / m3Lm提(972.9913.6) / 2943.2kg / m3液体的平均张力：（Lmxii )f .tD82.90 C时： A21.02mN / m. B25.98mN / mLDm0.92* 21.020.08* 25.9821.42mN /

14、mtF 100.60 C时： A17.00mN / m. B22.40mN / mLFm0.49*17.000.51* 22.4018.22mN / mtW133.10 C时： A15.00mN / m. B20.10mN / mLWm0.04*15.000.96* 20.1019.90mN / m所以：Lm精（） /2 19.82mN / m18.2221.42Lm提（） /2 19.06mN / m18.2219.90g.气液相的体积对精馏段： v 精vM vm精51.52 *81.743/ s0.404ms3600 vm精3600 * 2.893LMLm精26.51*88.30 7.44

15、*10-43/ sLs精3600 *873.4m3600Lm精对提馏段： v 提v M vm提51.52 *95.893/ s0.413ms3600 vm提3600 *3.322Ls提L MLm提 78.75*103.48 2.37*10 -3 m3 / s3600Lm提3600 *94 3.2（四） .塔体工艺尺寸的计算:1. 精馏段塔径计算 :Lh(L)1/ 27.44*10 4*3600873.4 1/ 20.0320vh*()v0.404*36002.893因为塔径和板间距的关系如下表 :塔径 Dm0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距 HT20030

16、0300350350450450600600800800若取 : H T =0.41m,h L =0.06( 一般 hL0=0.050.08)HT hL =0.41-0.06=0.35mm查图 (1-1) 得:C20=0.075200.2(19.82/20)0.2=0.0749C=C *( l /20)=0.075u max =CLv0.794873.42.8931.299m / sv2.893取安全系数为0.7(一般 0.60.8),则空塔气速为:u=0.7 1.099=0.909m/s4vs4 * 0.404D0.752m ,不在 0.8m1.6m 围 ,不符合u0.909若取 :H T=

17、0.36m, h L=0.06mHT -hL =0.30m查图 (1-1) 得:C20=0.06220l)0.2=0.062(19.82/20)0.2=0.0619C=C *(20u max =CLv0.0619873.4 2.8931.074m/ sv2.893u=0.7*1.074=0.752m/s4vs0.404*4D0.827 m / su0.752经标准圆整后 :D=0.8mA TD 2*0.8 20.503m244Vu=0.4040.803m / s0.75umax符合实际空塔气速为：sAT0.503、提馏段塔径的计算：2LhL1/ 22.37*10-3*3600（1/2(） 94

18、3.2） V0.413*36003.3220.0967vh若取：HT0.41m, hL（一般取 hL0.05:0.08)0.06mH ThL 0.41 0.060.35mm查图 (1-1)得： C200.068l0.219.060.2CC20 (20)0.068*(20 )0.0673umaxcLv943.2 3.3221.132m / s0.0673*3.322vu0.7umax0.792m / sD4vs4 * 0.4130.815mu0.326经标准圆整后：D0.8mA T1D 20.503 m 24实际空塔气速为：u=vs0.4130.821m / s0.725umax (符合）0.5

19、03AT（五）板式塔的塔板工艺尺寸计算：1、溢流装置的计算：、选择单溢流弓型降液管原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体流径较大，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于 2.2 m 的塔中广泛使用。工业上应用最广的降液管是弓型降液管。、计算堰长l w:a、精馏段：l w精0.7*0.8 0.56mb.提馏段 l w提0.7*0.8 0.56m溢流堰高度： hwhlhowFransic 公式： how2.84E( Lh ) 2 / 31000lw一般取 E1便可满足工业误差要求. 即E=1a. 精馏段： how精2.847.44*104 *36002 / 3*1*（

20、0.56） 0.0081m已取 hL60mm10000.06mhw hL -h ow 0.060.00810.052m符合条件b. 提留段： how提2.842.37 *103 *36002 /3*1*（0.56） 0.017m已取 hL60mm10000.06mhw hL -h ow 0.060.0170.043m符合条件弓型降液管宽度W和截面积 AdfQ Lw / D 0.7查图（ 1-2 ）得Af0.094,Wd / D0.158ATa.精馏段： AfAT*0.0940.503*0.094 0.0473m2Wd D *0.1580.8*0.1580.126m3600Af H T3600*

21、0.047*0.3622.89s5s故符合Lh3600*7.44*104b. 提馏段： Af AT *0.0940.503*0.094 0.0473m2Wd D *0.1580.8*0.1580.126m3600Af H T3600*0.043*0.416.97故符合L3600*2.37*10 35sh降.液管底隙高度 h0 :因为降液管底隙高度为 h0 应低于出口堰高度 hw才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于 6mm, 所以：h0精0.0520.0060.046m, h0提0.0430.0060.037m,又因塔径大于0.6m, 所以采用凹形受液盘，深度hw50mm2. 塔板布置。

22、（ 1） .塔板的分块 .因0.8m D 1.2m,故采用分块板式塔板。查下表塔径 mm800 : 12001400 : 16001800 : 20002200 : 2400塔板分块3456数得塔板分为 3 块（ 2）边缘区宽度的确定。一般情况下： ws70 : 100mm, w s,50 : 100mm而对于小直径的塔板的塔（D1m), 因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：wsws, 0.052mwc35mm 0.035m.(小塔 30 : 50mm, 大塔50 : 70mm)对于提馏段：wsws,0.075mwc60mm0.06m（ 3）开孔区面积计算 : Aa 2( x r

23、2x2r 2sin1 x )180ra、精馏段： xDWs )1/ 2*0.8(0.1260.052)0.222 m(Wd2DWc 1/ 2 * 0.8 0.0350.365mr2故： Aa2(0.2220.36520.21220.3652sin 1 0.2220.303m21800.365b、提留段： xDWs )1/ 2* 0.8(0.1260.075)0.199m(Wd2DWc 1/ 2 * 0.8 0.0600.34mr2故： Aa2(0.1990.3420.19920.342sin 10.1990.254m21800.34（ 4）筛板孔的计算及其排列：因苯氯苯系腐蚀性，可用炭钢板，取

24、 3.5m， d0 =4mm, 采用正三角形排列。孔中心距： t=3 d0 =3*4=12mm=0.012, 孔数目为 n1.155 Aa1.155*0.3032430.31个2431个a、精馏段： n20.0122t开孔率A00.97（ d0 )210.1%Aat气体通过阀孔的气速：VS0.40413.20 / su00.101* 0.303A0b、对提馏段： n=1.155 Aa 1.155*0.2542037.3个2038 个t 20.122开孔率： = A00.907*(d0 )20.907(4) 210.1%Aat12Vs0.41316.099 m / su00.101* 0.25A

25、0四、筛板的流体力学验算。1塔板压降（ 1） .平板阻力 hc 0.051( u0 )( V )c0L由 d04 / 3.5 1.143 .查图（ 1-3）c00.81故有：（13.222.893液柱）（）hc精0.0510.81*873040.0449m16.09922.893液柱（）（）hc提0.0510.81*0.07096m943.2（ 2） .气体通过液层的阻力hl 的计算： hl hL对精馏段 :uavs0.4040.886 m/sATAf0.503 0.0473F0uav 0.8862.8931.507 Kg 1/ 21/ 2sm查图表得 :=0.56故 hl hL 0.56*0

26、.06 0.0336 m液柱对提馏段：uavs0.4130.906m / sATAf0.5030.0473Fu0.906Kg 1/ 2v3.322 1.6511/ 20asm查图表得 :=0.57故 hl hL 0.57*0.06 0.0342 m液柱(3) 液体表面力的阻力4lh 计算： hl gd 0对精馏段：对提馏段：h4l4*19.82*1033m液柱l gd02.313*10873.4*9.81*0.0044l4*19.82*1033 m液柱h2.060*10l gd0943.2*9.81*0.004综上（ 1），（ 2），（ 3）得：对精馏段： hphc +hl +h0.04490

27、.03360.002313 0.0808m液柱pp hpl g0.0808*873.4*9.81692.30 pa 0.7kpa(设计允许值）对提留段： hphc +hl +h0.07960.03420.002060 0.07459m液柱pp hpl g0.07459*943.2*9.81690.16 pa 0.7kpa(设计允许值）2、液相落差：对于筛板塔，液面落差很小，且苯设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面误差的影响。3、液沫夹带：ev5.7 *10 6u a)3.2(h fLH Ta .对精馏段：h f 2.5hL2.5*0.06 0.15 m故 e5.7 *1060.8863.2

28、0.00288 Kg液/ Kg气 0.1Kg液/ Kg气（）v19.82*1030.36 0.15故在本设计中液沫夹带管ev 在允许范围内。b .对提馏段：hf 2.5 hL 2.5*0.06 0.15 m故 e 5.7*1060.9063.2气 0.1（0.0162 Kg液/ KgKg液/ Kg气） v19.06*1030.41 0.15故在本设计中液沫夹带管ev在允许范围内。4、漏液 .对筛板塔漏液气速：u0min4.4c0(0.00560.13 hlh ) L /Va.对精馏塔： u0min4.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*10 3 )873.4/ 2.8936

29、.520m / sLu013.20m / s稳定系数 :u013.202.021.5k6.520u0min故在精馏段无明显漏液。b.对提馏段： u0min 4.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*10 3 )873.4/ 2.8936.385m / sLu016.099m / su016.0992.521.5稳定系数： k6.385u0min故在提馏段无明显漏液。5、 液泛：为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd 应该服从以下关系：a 、对精馏塔：( H Thw )0.（50.360.052）0.412m液柱而： H dh ph Lhd因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：L

30、s)30.153(7.44*10 433.686*106m液柱hd 0.153()lw h00.56*0.046H d0.08080.063.686*1060.1408 m液柱所以 H d(H T hw )符合，故在精馏段无液泛现象。b 、对提馏段： ( H T hw )0.（50.41 0.043） 0.453m液柱而： H d h p hL hdLs)32.37*103)32.290*104液柱hd 0.153(0.153(ml wh00.56*0.037H d 0.074590.06 2.290*10 40.1348m液柱所以 H d(H Thw )符合，故在提馏段无液泛现象。五、塔板负

31、荷性能图：1、漏夜线：u0min 4.4c0(0.00560.13hlh )l / vu0min Vs.min, hhh, h2.84E( Lh )2/3A0Lwowow1000lw得： Vs.min 4.4* C0 A00.00560.13hw2.84 E( Lh )2/3 h L /V1000 l wa.、对精馏段：Vs.min 4.4 * 0.81* 0.101* 0.303*0.00560.130.0522.84E(3600 Ls ) 2 / 3 0.002313873.4 / 2.89310000.561.8760.010050.1276 Ls2 / 3操作围，任取数值作Ls,依上述

32、计算得出Vs 值，列出下表：Ls (m3 / s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs (m3 / s)0.1930.1970.2030.2110.218、对提馏段：Vs.min4.4*0.81*0.101*0.254*b.0.0056 0.130.0432.843600Ls2 / 30.00206943.2/ 3.3221000*1*()0.561.5410.009130.1276Ls2 / 3操作围，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：Ls (m3 / s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs (m3 / s)0.1520.1550.1600.1670.1732、液沫夹带线：以ev 0.1kg液 / kg气为限，求 Vs L关系如下 ：ev5.7*10-6ua3.2（hf）LH TuaVsVs2.194VsAT Af0.5030.0473hf2.5hL 2.5(hwhow )a、对精馏段：hw =0.052how2.843600 Ls)2 / 32 / 3*1*(0.560.98Ls1000故 h f 0.13+2.45 * Ls2/ 3H Thf 0.360.132.45L2/3S0.23 2.45LS2/