苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

1、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121*指导教师:*副教授2015年10月目录1 绪论 32 设计方案确定与说明 32.1 设计方案的选择32.2 工艺流程说明 43 精馏塔的工艺计算 43.2 精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 53.2.1 精馏塔平均温度 63.2.2 气、液相的密度的计算 63.2.3 混合液体表面力 83.2.4 混合物的黏度 93.2.5 相对挥发度 103.2.6 气液相体积流量计算 103.3 塔板的计算 113.3.1 操作线方程的计算 123.3.2 实际塔板的确定 123.4 塔和塔板主

2、要工艺结构尺寸计算 133.4.1 塔径的计算 133.4.2 溢流装置 153.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 173.5 精馏塔塔板的流体力学计算 193.5.1 精馏塔塔板的压降计算 193.5.2 淹塔 203.6 塔板负荷性能计算 203.6.1 雾沫夹带线 203.6.2 液泛线 213.6.3 液相负荷上限 223.6.4 漏液线 223.6.5 液相负荷下限 233.6.6 塔板负荷性能图 234 设计结果汇总表 255 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 266 设计评述 271 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

3、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

4、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： 通过能力要大， 即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔 板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 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

5、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

6、比 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

7、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)D：塔顶产品流量(kmol/s)W

8、塔底残液流量(kmol/s)xF :原料组成(kmol%)Xd :塔顶组成(kmol%)Xw :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/molXf0.44/112.50.35Xdxw0.44/112.5 (1 0.44)/78.11空竺 0.970.98/112.5 0.02/78.110.02/112.50.02/112.5 0.98/78.110.014平均摩尔质量Mf78.110.65 0.35 112.6190.15kmol /hMd78.110.03 0.97 112.61111.47kmol

9、/hMW 78.11 0.986 0.014 112.61 78.60kmol/h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 0.449000 X 103 X -(1 - 0.44) /78.11112.5300 X 24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/hD=78.09kmol/hW=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常压下苯一氯苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/ r液相气相温度/ r液相气相80.02111200.1290.

10、378900.690.9161300.01950.07231000.4470.785131.8001100.2670.61321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tF、tD、tw(1)tF110 100 tF 1100.267 0.4470.35 0.267tF 95.39 C(2)tD80.02 90 tD 80.021 0.690.98 1tD 80.34 C138 130 tw 1318tw 129.12 C0 0.01950.014 0(4) 精馏段平均温度:(5) 提馏段平均温度:t1t2tF2tF tw95.39 80.34287.87 C95.39 129.1

11、22112.26 C气、液相的密度的计算已知：混合液密度:aA电(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混合气密度:T0PM22.4TP0表3-2不同温度下苯和氯苯的密度(kg/m3)温度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985(1)精馏段:t187.87 C液相组成为:90 80.0287.87 80.020.69 1x11捲 0.78气相组成所以r :0.9161y 1y10.94M L10.78112.51 0.7878.11104.93kg / kmolM V10.94112.

12、51 0.9478.11110.44kg/kmol(2)提馏段:t2112.26 C液相组成x2 :气相组成y :所以Ml2M V 2120 1100.129 0.267120 1100.378 0.610.24 112.510.56 112.51112.26 110x20.267112.26 110y20.610.2478.110.5678.11x20.24y20.5686.36kg/ kmol97.37kg/ kmol求得在t1和t2温度下苯和氯苯的密度。t1 87.87 C3苯 808.34kg /m3氯苯 1030.34kg /m90 8087.87801028 1039 苯 8179

13、0 8087.87 801028 1039 氯苯 1039同理可得:3t2112.26 C,苯 779.51kg /m3氯苯 1005.51kg/m在精馏段，液相密度L1 :10.78 112.5/0.78 112.5 78.111 0.781 0.16L1808.341030.34L1 833.33kg/m3气相密度V1 :V1110.44 273.1522.4273.15 87.8733.73kg / m在提馏段，液相密度L2 -10.24 112.5/0.24 112.51 0.2478.111 0.687二779.511005.513L2 925.93kg/m气相密度V2 :3.29k

14、g/m397.37 273.15V222.4273.15 112.26混合液体表面力不同温度下苯和氯苯的表面力见下表。表3-3苯和氯苯不同温度下的表面力（mN/m ）温度C）8085110115120131CT苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4精馏段t187.87 C苯的表面力：110 8517.3 20.6110 87.8717.3 苯苯 20.1 Vmmw78.1197.64cm3/mol833.33氯苯的表面力;110 85110 87.8722.7 25.7227 氯苯氯苯25.36mo需 3.16m3/mo1xVw

15、2x 0 V 0 x w V wX 0V 010 .7893x。x 0 V 0 x w V w .73 2Vw 2x 0 V 00 .7830 .160.2293 .730.7830 .160 .41b igig 0.410.387Q 0.441oVo2/3wV2/3m0.441287.87 273.1520.1 30.162/322/325.36 93.731.04A B Q 0.387 1.041.432联立方程组A Ig , sw so 1 so代入求得:sw 0.375, so 0.6251/4m0.375 25.361/40.625 20.11/42.16521.37提馏段t2112

16、.26 C苯的表面力;115 110115 112.2616.8 17.316.8 苯苯 17.07,Vm.84.36cm3/mol925.93氯苯的表面力:115 11022.2 22.7115 112.2622.2 氯苯氯苯 22.47,Vom。112.53.29334.19m /mol1 0.2484.360.24 38.140.76 84.360.24 34.196.932B Ig Ig 6.93 0.84o2 /3217.07 34.192/3Q 0.44122.47 84.360.783112.26 273.152A B Q 0.84 0.783 0.0572联立方程组A Ig ,

17、 sw so 1so代入求得： sw 0.63, si 0.37求得m 19.45混合物的黏度查化工原理附录11可得t1 87.87 C,苯 0.27mPa s,氯苯 0.35mPa st2112.26 C,苯 0.19mPa s,氯苯 0.26mPa s精馏段黏度：1苯x1氯苯1X10.27 0.780.3510.780.2875mPa s提馏段黏度：2苯X2氯苯1X20.19 0.240.2610.240.2432mPa s相对挥发度精馏段挥发度：由xA0.78,yA 0.94 得Xb 0.22, yB 0.06所以相对挥发度坐坐0.94 0.224.12YbXa 0.06 0.78提馏段

18、挥发度：由Xa 0.24, yA 0.56得xB 0.76, yB 0.44所以 相对挥发度坐生 0.56 0.764.03YbXa 0.44 0.24气液相体积流量计算在 x y 图上，因 q 1，查得 ye 0.74，而 xe xF 0.35， xD 0.97故有：Rmin 汇上 0.97 0.74 0.59 ye xe0.74 0.35取 R 2Rmin2 0.59 1.18精馏段：l=r=二“ x m - n、貞第叮汁 _ ：二山V=( RM) D= I + 1)*= 172k&/h=0.0473 kg/sM L1 104.93kg/kmol, M V1 110.44kg / kmol

19、已知： L1 833.33kg/m33V1 3.73kg / m则有质量流量：11 ir 卩1 1880L.31提馏段:% = MVV = 110.44 x 170.24 = 1880131L1 966930WC-1 体积流量： 一11.60m3/h=0.0032m3/s=5O4O.S7m7h =因本设计为饱和液体进料，所以q 1L + qF = 00256 +138.513600=O.QMkmol/s卩二忙 + W - 1)F = 0.0473kmol/sM L2 86.36kg / kmol, M V2 97.37kg / kmol已知：L2 925.93kg /m3V2 3.29kg/m

20、3则有质量流量:L? = Ml, = 86.36 x 0,064 = 5.53k#/畀V2 = WV2v = 9737 x 0.0473 = 4.6kg/sW = L2-V2 = 0.92 kg/xLs2体积流量：Vs2L2L2V2V25.5330.00597m /s925.934.63.291.4m3 /s3.3塔板的计算331操作线方程的计算精馏段操作线方程:提馏段操作线方程:yn 1XdR 10.54xn 0.44Xnym 1LWL W Xw0.0739 xm 1.074表3-4相关数据表温度，C)8090100110120130131.8两相摩尔分率x10.6770.4420.2650

21、.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.071010.8o,e0.40.U图3-1苯-氯苯精馏塔理论塔板数图解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：4.12, L1 0.2875mPa s0 245Et0.49 4.12 0.2875 .0.47所以：Np精Nt3.7 7 87块，取实际板数为8块精Et0.47(2)提馏段已知：4.03, L2 0.2432mPa s0 245Et0.49 4.03 0.2432 .0.495所以：NP提益心块取实际板数为12块全塔所需实际塔板数:Np Np精 Np提 8 12 20

22、块全塔效率Et 吐型100%45%Np20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塔径的计算(1)精馏段0.6 0.8 U max , U max式中C可由史密斯关联图查出:横坐标数值：V11/2L1V111.585031.391/2833.333.730.0344初取板间距：通常板间距取0.45 0.60m，则取HT 0.45m，板上液层高度hL 0.06m， 则 Ht hT 0.45 0.06 0.39mI.t-ll 叽XU I JMIUmax0.089833.33 3.733.731.31m/s0.221.37200.089图3-2史密斯关联图0.2查史密斯关联图可得：

23、C20 0.088,C C200.08820取安全系数为0.7，则空塔气速为u 0.7umax 0.7 1.310.917m/siiiax0.06m，则有 Ht hr 0.45 0.06 0.39mD拱J汁需147m按标准塔径圆整为伽实际空塔气速：4u40.70m/s2.01(2)提馏段1/21/2横坐标数值：Ls2L221.49925.930.0715Vs2V250403.29横截面积： AtD2 0.785 1.62 2.01m2取板间距Ht 0.45m, hL0.2C20 200.08419.45200.20.084查图可知C200.082, Umax0.084925.93 3.29V

24、3.291.37m/ su20.7Umax0.7 1.37 0.96m/sD24 1.4 3.14 0.961.36m根据顶标准圆整为1.60m。横截面积：At 0.785 1.62 2.01m21 4空塔气速：U2 上40.70m/s2.013.4.2溢流装置(1) 堰长lw当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为0.6 0.8。取 lw 0.65 D 0.65 1.61.12m(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，且不设进口堰。2/32 84 i堰上液高度how按公式how E丄 近似取E 11000lw2.8411.582/3精馏段：0.0131m1

25、0001.12hwhLhow0.060.0131 0.0469m2.8421.492/30.0204m提馏段：10001.17hwhLhw0.060.0204 0.0396m(3)弓形降液管的宽度和横截面积图3-3匸/D与Wd/D、Af / At关系图 由 * HZ 0.7D 1.8查上图得A 0.09,也0.15,AtD0.15 1.6 0.24m则：Af 0.09 2.01 0.18lm2,Wd验算降液管停留时间:精馏段:Af%Ls10.181 0.450.0032225.30s提馏段:AHLs20.181 0.450.0059713.64s停留时间5s，所以降液管可使用(4)降液管底隙高

26、度精馏段：取降液管底隙的流速u。0.08m/s，则有h。Ls1wu00.003221.12 0.080.036m取 h00.04m提馏段：取降液管底隙的流速u00.08m/s，则有h0Ls21 wU00.005971.12 0.080.067 m取 h00.07m因为ho不小于20mr，i故ho满足要求。343塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本塔塔径为D 1.6m，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塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456（2）浮阀数目与排列精馏段：取阀孔动能因子Fo 12，则孔速uo!为

27、:6.22m/s3.73取浮阀塔盘的阀径dv 50mm，一般取阀孔的直径与阀径的比值为do/dv 0.75 0.85，所以取阀孔孔径 d。50 0.8 40mm每层塔板上浮阀数目为：N -Vs1叫180块（采用R型浮阀）.20.785 0.046.22do Uo4取边缘区宽度WC 0.06m，破沫区宽度WS 0.10m。计算塔板上的鼓泡区面积，即：A 2 X、R2 x2R2 arcsi180RD6 0.060.74mR -Wc其中22D1.6X 一WdWs0.240.100.46m22所以 A 2 0.46 ,0.742 0.462 314 0.842arcsin0461.04m21800.7

28、4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t 75mm排间距t 一般取65 110mm则排间距：t 1040.077m 77mmNt 180 0.075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t 70mm按t 75mm,t 70mm，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90m m刚开孔部分的长边为h 1.6 2 0.08 1.64m，短边为 “ 1.6 2Wd 2 0.09 0.94m所以作图可得浮阀数为205个。按N 205重新计算孔

29、速和阀孔动能因数。1.4u0125.44m/ s0.785 0.042 205F05.44.3.7310.50阀孔动能因数变化不大，仍在 913围。塔板开孔效率07 100%12.87%U05.44提馏段取阀孔动能因数F。12，则U02123.296.63m/ s每层塔板上浮阀数目为：N 亠企168块d2 0.785 0.046.63dU024按t 75mm，估算排间距为t 10482.5mm168 0.075取t 80mm，排得阀数为179个。按N 179重新计算孔速和阀孔动能因数1.4u0226.23m/s0.785 0.04179F026.413.2911.28阀孔动能因数变化不大，仍在

30、 913围塔板开孔效率u 0.7Uo100%6.2311.24%3.5精馏塔塔板的流体力学计算精馏塔塔板的压降计算气相通过浮阀塔板的压降可根据hp hc h1 h计算精馏段干板阻力：U0c11.825虫：1飞V11.8255.11m/s因为 U01 U0c1，故：12 2v 1U013.73 5.44hc15.34 5.340.036m2 L1g2 833.33 9.8. 3.73板上充气液层阻力:取 0 0.5, hL1ohL 0.5 0.06 0.03m液体表面力所造成的阻力：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:hP1 0.036 0.03 0.066mpP1 hP

31、1 L1g 0.066 833.33 9.8 539.00Pa提馏段干板阻力：Uc21.8253.2973.15.47m/s因U02U0c2，故：hc25.342V2U022 L2g5.343.29 5.4722 925.93 9.80.029m/ s板上充气液层阻力：取 00.5,hL20hL 0.5 0.060.03m液体表面力所造成的阻力：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:hP2 0.029 0.03 0.059mPP2hP2 L2g 0.065 925.93 9.8 535.37Pa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HdHt Hw ,即Hd

32、 hp hL hd精馏段单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度：hP1 0.066m液体通过液体降液管的压头损失：2 2Ls10.00322hd1 0.153 丄 0.1530.00080mIwhoi1.12 0.04板上液层高度：hL0.06m,则 Hd1 0.066 0.0008 0.06 0.127m取 0.5，已选定 Ht 0.45m, hw1 0.0469m则 Ht hw1 0.50.45 0.04690.248m可见Hd1 Ht hw1，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：hp2 0.059m液体通过液体降液管的压头损失：2 2Ls20.00597hd2 0.1

33、53 空 0.1530.00089m皿1.12 0.07板上液层高度：hL0.06m，贝U Hd2 0.059 0.00089 0.06 0.12m取 0.5，贝U Ht hw20.5 0.45 0.0396 0.245m可见Hd2 Ht hw2，所以符合防止淹塔的要求。3.6塔板负荷性能计算雾沫夹带线Vs.；：V1.36LsZl泛点率L V由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%+算:精馏段:0.82.71800 2.711.36 Ls 1.121.0 0.103 1.648整理得：0.136 0.067Vs 1.52Ls,即卩 乂 2.03 22.69Ls由上式知物沫夹带线为直

34、线，则在操作围任取两个Ls值算出Vs提馏段:Vs0.83.29925.93 3.291.36 Ls 1.121.0 0.101 1.648整理得：0.1330.0597Vs 1.52Ls，得 Vs 2.23 25.46Ls精馏段3Ls/ m /sVs / m3 / s0.011.80.021.58提馏段Ls / m3 / s0.010.02Vs / m3 / s1.981.72液泛线H t hwhp hLhdhchlhLhdU0Ht hw5.342止 0.153L2g2lwhc0 hw2.84 E10002/33600Lslw4精馏段:doN0.2485.34212240.7852050.04

35、833.33 2 9.8_ 3.73 Vs22124.19L“ 1.52 /30.04690.6186Ls1整理得Vs29.67 4142.93 L：150.43L?3提馏段:3 29 V22/30.245 5.34 2_r-s2 22.81Ls2 1.5 0.0396 0.6186Ls20.7851790.04925.93 2 9.8整理得 Vs；9.67 1296.35L： 48.33L：3在操作围任取若干个Ls值，算出相应的Vs值精馏段Ls1 / m3 / s0.010.020.033Vs1/ m / s6.924.311.11提馏段Ls2/ m3/ s0.010.020.03-.3 ,

36、Vs2/ m / s7.35.593.83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3 5so液体降液管停留时间Ls5s作为液体在降液管停留时间的下限，则:Lsmax 沁0.0163m3/s漏液线根据Uow A0Vsmin其中.UowhL4.4Co . 0.0056 0.13hLL1/ L2hw how , Cohow0.00284E0.772,代Aa 0.12187 1.04 0.1342/3Lh1 w精馏段Vs min4.4CoAoL1 / V20.0056 0.13 0.0469 0.00284 1LslwVsmin0.455 ：2.61 0.0762同理可得，提馏段 Vsm

37、in 0.4553.01 0.096LSLs0.010.020.03精馏段Vsmin0.7360.7360.740精馏段Vs min0.7900.7900791液相负荷下限取堰上液层高度为w 0.006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2/33600 Ls min0.0062.84E 1000取 E 1.0，贝 U Lsmin0.006 10003/22.84 11120.000952 m3/s3600由以上15作出塔板负荷性能图。塔板负荷性能图图3-4精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Vs max 7.01(3.72m3/s)，气相负荷下限 Vs min0.88(0.41m/ s)。所以：精馏段操作弹性701 7.97；提馏段操作弹性372 9.070.880.41浮阀塔的工艺计算结果见下表。表