苯与氯苯分离化工原理课程设计

1、实用标准文案(一）产品与设计方案简介1.产品性质、质量指标和用途产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1105g/cm3。沸点1316。凝固点-45。折射率15216(25)。闪点294。燃点6378，折射率15246，粘度(20)0799mPas，表面张力332810-3Nm溶解度参数95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对

2、皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LD502910mgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数）产品用途：作为有机合成的重要原料2.设计方案简介（1）精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点

3、在常温（工业低温段）物系分离。（3） 塔板形式：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。 （4） 加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（5） 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（6） 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3工艺流程草图及说明首先，苯和氯苯

4、的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的

5、过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。(二) 精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA = 78.11 氯苯的摩尔质量MB =112.56 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.物料衡算氯苯产量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 （三）塔板数的确定1理论塔板数的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表 苯-氯苯气液平衡数据温度/苯氯苯xy807601481.000 1.000 9010252050.677 0.913 5.000 10013502930.442 0.785

6、4.608 11017604000.265 0.613 4.400 12022505430.127 0.376 4.144019 0.072 3.950 131.829007600.000 0.000 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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数 将1.表中数据作图得曲线（如图1）及曲线（如图2）。在图上，因，查得，而，。故有：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1.85倍，即：求精馏塔气、液相负荷 L

7、=RD=0.658556.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1) 56.25=93.29kmol/h L=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V=V=93.29 kmol/h求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线。 图解法求理论塔板数 如图1所示，求解结果为 总理论板层数 NT=11.0（包括再沸器） 进料板位置 NF=4图1 图解法求理论板层数图2 苯-氯苯物系温度组成图2实际塔板数的求取（1）全塔效率 塔的平均温度 平均温度下的气液组成 苯与氯苯的粘度分别为 平均粘度为 塔板效率为 （2）实际板层数的求取 N精=3/0.5

8、53=5.426 N提=8/0.553=14.4715 Np=6+15=21(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力的计算 塔顶操作压力 pD=101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降 p=0.7kpa 进料板压力 pF=105.08+0.76=109.28kpa 塔底压力 pW=105.08+0.721=119.78kpa 精馏段平均压力 pm=1/2（105.08+109.28）=107.18kpa提馏段平均压力 pm=1/2（109.28+119.78）=114.53kpa2、操作温度计算 由t-x-y图得，塔顶温度tD=83.5，进料板温度tF=91.7，塔底

9、温度tW=131.1。精馏段平均温度tm=1/2（83.9+91.7）=87.6，提馏段平均温度tm=1/2（131.1+91.7）=111.4。3、平均摩尔质量的计算 塔顶xD=y1=0.9860，查图1得x1=0.9353。同理，加料板xF=0.6188，yF=0.8818；塔底xW=0.0017，yW=0.0067。 MVDm=0.986078.11+(1-0.9860) 112.56=78.59kg/kmol MLDm=0.935378.11+(1-0.9353) 112.56=79.65kg/kmol MVFm=0.881878.11+(1-0.8818) 112.56=82.18k

10、g/kmolMLFm=0.618878.11+(1-0.6188) 112.56=91.24kg/kmolMVWm=0.006778.11+(1-0.0067) 112.56=112.33kg/kmolMLWm=0.001778.11+(1-0.0017) 112.56=112.50kg/kmol精馏段平均摩尔质量MVm=1/2(78.59+82.18)=80.39 kg/kmolMLm=1/2(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm=1/2(82.18+112.33)=97.26 kg/kmolMLm=1/2(91.24+112.50)=101.87 k

11、g/kmol4、平均密度的计算（1）气相平均密度 （2）液相平均密度液相平均密度依下式计算，即（a为质量分率） 塔顶温度tD=83.5,此温度下A=812.41kg/m3, B=1033.79kg/m3 ，所以LDm=815.90kg/m3。进料板温度tF=91.7,此温度下A=803.62kg/m3, B=1025.56kg/m3 ，所以FDm=894.61kg/m3。塔底温度tW=131.1,此温度下A=755.91kg/m3, B=980.90kg/m3 ，所以LWm=980.06kg/m3。 所以 Lm=1/2(815.90+894.61)=855.26 kg/m3Lm=1/2(980

12、.06+894.61)=937.34 kg/m35、液体的表面张力塔顶温度tD=83.5,此温度下A=20.7dyn/cm, B=25.8dyn/cmLDm=0.986020.7+（1-0.9860）25.8=20.8 dyn/cm。进料板温度tF=91.7,此温度下A=19.8dyn/cm, B=24.9dyn/cmLFm=0.618819.8+（1-0.6188）24.9=21.7 dyn/cm。塔底温度tW=131.5,此温度下A=15.3dyn/cm, B=20.4dyn/cmLWm=0.002915.1+（1-0.0029）20.4=20.3 dyn/cm。所以 Lm=1/2(20.

13、8+21.7)=21.3dyn/cm Lm=1/2(20.4+21.7)=21.1dyn/cm6、液体平均黏度的计算塔顶温度tD=83.5,此温度下A=0.297mpas，B=0.301mpas,解得LDm=0.297 mpas。进料板温度tF=91.7,此温度下A=0.275mpas，B=0.282mpas,解得LFm=0.280 mpas。塔底温度tW=131.1,此温度下A=0.197mpas，B=0.202mpas,解得LDm=0.202 mpas。所以 Lm=1/2(0.297+0.280)=0.289mpas Lm=1/2(0.202+0.280)=0.241 mpas(五)精馏塔

14、的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算（1）精馏段的气、液相体积流率分别为，取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文献1中图5-1得，C20=0.073。取安全系数0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.81.269=1.015m/s。，圆整后取D=1.0m。塔截面积为 实际空塔气速 u=0.721/0.785=0.918m/s。（2）提馏段的气、液相体积流率分别为，取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文献1中图5-1得，C20=0.068。取安全系数0.8，则空塔

15、气速u=0.8umax=0.81.126=0.901m/s。，圆整后取D=1.0m。塔截面积为 实际空塔气速 u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精馏塔的有效高度的计算z精=（N精-1）HT=（6-1）0.40=2.0mz提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6m 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m，故有效高度应为 全塔的实际高度 取进料板板间距为0.8m，人孔处板间距为0.8m，塔底空间高度为2.5m，塔顶空间高度为0.8m，封头高度为0.5m，裙座高度为2.0m，则全塔高为 (六)塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算 因D=1.0m，可选

16、用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长lw取 lw=0.66D=0.661.0=0.66m。（2）溢流堰高度hw 精馏段堰上液层高度提馏段堰上液层高度取，则 精馏段hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m 提馏段hw=hL-how=0.06-0.0227=0.0373m因此，上下两段均取。（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.66，查文献1图5-7得Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2Wd=0.125D=0.1251.0=0.125m。塔的相对操作面积为（1-20

17、.0722）100%=85.6%依文献1式5-9验算液体在降液管中的停留时间。对于精馏段有，合理。对于提馏段有，合理。（4）降液管底隙高度h0精馏段u0=0.09m/s，提馏段u0=0.20m/s，则，。因此，上下两段均取。 故降液管底隙设计合理。选用凹形受液盘，深度。2、塔板布置采用F1型浮阀，重量为33g(重阀)，孔径为39mm，阀片直径48mm,阀片厚度2mm，最大开度8.5mm，静止开度2.5mm。 阀孔临界速度精馏段 提馏段 上下两段相应的阀孔动能因子为 均属正常操作范围。 开孔率 式中：为适宜的空塔气速，为阀孔速度。 精馏段 提馏段 为了塔板加工方便，上下两分段开孔率均采用，由此求

18、得上下两端的阀孔速度和相应的动能因子为： 阀孔总面积 浮阀总数 塔板上布置浮阀的有效操作面积已知，取破沫区宽度，边缘区宽度，则 有效操作面积 有效操作面积率 浮阀的排列 浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为t，与此相应每排浮阀中心线之间的距离，则 取t=0.060m。(七)筛板的流体力学验算1、塔板压降 （1）干板阻力hc精馏段 ，则 提馏段 ，则 （2）气体通过液层的阻力h1 取充气系数，则 （3）液体表面张力阻力h （此阻力很小，忽略不计）气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算：气体通过每层塔板的压降为上下两段单板压降均符合设计任务要求。2、液沫夹带板上液体流经长

19、度 板上液流面积 苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数 (1) 精馏段 精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足的要求。(2) 提馏段 精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足的要求。3、液泛 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度, 而（1） 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 提馏段 （2） 液体通过降液管的压头损失 精馏段 提馏段 （3） 板上液层高度 精馏段和提馏段皆为 因此，取，降液管中清液层高度如下： 精馏段 提馏段 可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。(八)塔板负荷性能图1、漏液线精馏段: 提馏段：2、雾沫夹带线 泛

20、点率=按泛点率为80%计算精馏段： 整理得：精馏段： 整理得：在操作范围内任取两个Ls，计算出Vs的值列于表2中表2 雾沫夹带线计算结果液沫夹带线（精馏）液沫夹带线（提馏）Ls，m3/s0.0020.0040.0020.004Vs，m3/s1.0361.0010.9880.954由上表可作出雾沫夹带线2。3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液相负荷标准。 取E=1，则 据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。4、液相负荷上限线 以=5s作为液体在降液管中停留时间的下限。 故 据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限4。5、液泛线 （1） 精馏段整理

21、得：（2） 提馏段整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs，计算结果列于表3中表3 液泛线计算结果液泛线（精馏）液泛线（提馏）Ls，m3/s0.00150.00300.00450.00600.00150.00300.00450.0060Vs，m3/s2.1812.1232.0621.9942.0752.0191.9611.897根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图4所示。在负荷性能图上，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。6、操作弹性操作条件下精馏段 提馏段 在精馏段负荷性能图，即图3中，精馏段气相负荷上限，气相负荷下限。操作弹性： 。在提馏段负荷性能图，

22、即图4中，提馏段气相负荷上限，气相负荷下线 操作弹性： 。图3 精馏段塔板负荷性能图图4 提馏段塔板负荷性能图 (九)精馏塔接管尺寸计算1、进料管 ，取u=2.0m/s，则 按照GB816387，选择无缝钢管453.0。2、塔釜出料管 ，取u=0.7m/s，则 按照GB816387，选择无缝钢管484.0。3、塔顶上升蒸汽管 ，取u=15m/s，则 按照GB816387，选择无缝钢管2738.0。4、塔底蒸汽进口管，取u=15m/s，则 按照GB816387，选择无缝钢管2737.0。5、塔顶回流液管，取u=0.4m/s，则 按照GB816387，选择无缝钢管766.0。(十)塔顶全凝器和塔底

23、再沸器的计算及选型1、塔顶全凝器塔顶温度tD=83,苯的气化潜热r=30778kJ/kmol。热损失5%，故热负荷为=839.56kW总传热系数K=1000W/(m2)。冷却水32进，38出，泡点回流，故。换热面积为 ，取S=19.7m2根据GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器 (DN4002000)，实际换热面积 S=19.7m2冷凝水用量衡算 2、再沸器(E-105立式虹吸式)立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短蒸发量V=93.29kmol/h 在130左右，氯苯汽化热热损失按5%计算 =158.7-131.5=27.2 总传热系数k取600W/m2 S取 查，得

24、型号（DN4504500）。(十一)设计结果一览表附表1 物料衡算计算结果序号项目数值1原料液流量F，kmol/h87.102气相产品流量D，kmol/h56.253液相产品流量W,kmol/h30.854原料液摩尔分数xF0.63785气相产品摩尔分数xD0.98606液相产品摩尔分数xW0.0029附表2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果序号项目数值1精馏段平均压力pm，kpa107.182提馏段平均压力pm，kpa114.533精馏段平均温度tm，87.64提馏段平均温度tm，111.45精馏段气相平均摩尔质量MVm，kg/kmol80.396精馏段液相平均摩尔质量MLm，kg/km

25、ol85.457提馏段气相平均摩尔质量MVm，kg/kmol97.268提馏段液相平均摩尔质量MLm，kg/kmol101.879精馏段气相平均密度Vm，kg/m32.8910精馏段液相平均密度Lm，kg/m3855.2611提馏段气相平均密度Vm，kg/m33.5012提馏段液相平均密度Lm，kg/m3937.3413精馏段液体表面张力Lm，dyn/cm21.314提馏段液体表面张力Lm，dyn/cm21.115精馏段液体平均黏度Lm，mpas0.28916提馏段液体平均黏度Lm，mpas0.24117精馏段气相流量Vs，m3/s0.72118精馏段液相流量Ls，m3/s1.0310-319

26、提馏段气相流量Vs，m3/s0.72020提馏段液相流量Ls，m3/s3.75610-321实际塔板数Np2122有效段高度Z，m8.823塔径D，m1.024板间距HT，m0.4025溢流形式单溢流26降液管形式弓形27堰长lw，m0.6628堰高hw，m0.04429弓形降液管面积Af，m20.056730弓形降液宽度Wd，m0.12531降液管底隙高度h0，m0.03032破沫区宽度Ws，m0.0733边缘区宽度Wc，m0.0434浮阀数目，N11535开孔率，%14.536横排孔间距t, m0.07537排间距t，m0.060附表3 接管尺寸计算结果序号项目数值1进料管直径453.02

27、塔釜出料管直径484.03塔顶上升蒸汽管直径2738.04塔底蒸汽进口管直径2737.05塔顶回流液管直径766.0(十二)设计评述1、回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。2、塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验