苯与氯苯分离化工原理课程设计

1、( 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 )0 799mPa·s，表面张力 3328×10-3 N m溶解度参数 9 5。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 -7 1 (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

2、化合物。 有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉3性， LD502910mgkg，空气中最高容许浓度 50mgm。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 %，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

3、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

4、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45%氯苯原 料 储原料预热冷凝精馏分配再沸冷却998%氯苯冷却储存98%苯储存首先，苯和氯苯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

5、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=kg / kmol氯苯的摩尔质量MB= kg / kmol2. 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 W25000* 100030.85kmol / h300 * 24* 112.46总物料衡算 FD30.85苯物料衡算 F * 0.6378 D * 0.9860 30.85

6、* 0.0029 联立解得 D 56.25kmol / h（三）塔板数的确定1理论塔板数 N T 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x y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x8076014890102520510013502931101760400120225054313028407192900760压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对以忽略。y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x y 平衡关系的影响完全可求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数将 1. 表中数据作

7、图得x y曲线（如图1）及 tx y 曲线（如图2）。在 x y 图上，因 q1，查得 yq0.8946 ，而 xqxF0.6378 ， xD0.9860 。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倍，即：R1.85Rm1.850.35590.6585求精馏塔气、液相负荷L=RD=×=hV=(R+1)D=+1)× =hL =L+F=+=hV =V=h求操作线方程精馏段操作线：y R x xD 0.397x 0.595 R1 R1提馏段操作线为过0.0029,0.0029 和 0.6378,0.8479 两点的直线。图解法求理论塔板数如图 1

8、所示，求解结果为总理论板层数 NT=（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 t m(83.9131.5) / 2107.7平均温度下的气液组成xm0.300 ym0.656苯与氯苯的粘度分别为uA0.238mpags uB0.256mpags平均粘度为 um0.3000.2380.6560.2560.239mpags塔板效率为 ET0.170.616lg um0.170.616lg 0.2390.553（ 2）实际板层数的求取N精=3/= 6N提=8/= 15Np=6+15=21( 四 ) 精

9、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=+4=每层塔板压降p=进料板压力 pF=+× 6=塔底压力 pW=+×21=精馏段平均压力pm=1/2 ×（ +）=提馏段平均压力pm =1/2 ×（ +） =2、操作温度计算由 t-x-y 图得，塔顶温度 t D=，进料板温度 t F=，塔底温度 t W=。精馏段平均温度 t m=1/2 ×（ +）=，提馏段平均温度 t m=1/2 ×（ +）=。3、平均摩尔质量的计算塔顶 xD=y1=，查图 1 得 x1=。同理，加料板xF=，yF=；塔底 xW=，yW=。M

10、VDm=×+×=kmolMLDm=×+×=kmolMVFm=×+×=kmolMLFm=×+×=kmolMVWm=×+×=kmolMLWm=×+×=kmol精馏段平均摩尔质量MVm=1/2 ×+=kmolMLm=1/2 ×+=kmol提馏段平均摩尔质量M Vm=1/2 ×+=kmolM Lm=1/2 ×+=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1/Lmai / i （a 为质量分率）3

11、3塔顶温度 t D=, 此温度下 A=m, B=m1aAaB0.980.02，所以3=m。812.411033.79LDmLDmAB33进料板温度 t F=, 此温度下 A=m, B=m1aAaB0.530.47，所以3=m。803.621025.56FDmLFmAB塔底温度 t =, 此温度下33A=m,=mWB1aAaB0.00290.99713755.91980.90，所以 LWm=m。LWmAB3所以 Lm=1/2 ×+=m3Lm=1/2 ×+=m5、液体的表面张力塔顶温度 t D=, 此温度下 A=cm, B=cm LDm=×+（）× =cm。

12、进料板温度 t F=, 此温度下 A=cm,B=cm LFm=×+（）× =cm。塔底温度 t W=, 此温度下 A=cm, B=cm LWm=×+（）× =cm。所以 Lm=1/2 ×+=cm Lm=1/2 ×+=cm6、液体平均黏度的计算塔顶温度 t D=, 此温度下 A=· s， B=·slgLDm0.9860lg 0.297(10.9860)lg 0.301 , 解得 LDm=· s。进料板温度 t F=, 此温度下 A=·s， B=·slgLFm0.6188lg 0.275(

13、10.6188)lg 0.282 , 解得 LFm=· s。塔底温度 t W=, 此温度下 A=· s， B=·slgLWm0.0029 lg 0.197 (1 0.0029) lg 0.202 , 解得=· s。LDm所以 Lm=1/2 ×+=· s Lm=1/2 ×+=·s( 五 ) 精馏塔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Lh(Lm 1/ 21.03 10 3855.261/ 2，取板间距T=，板上液层高度 hL =。故 HT-h L=。)()0.0246HVhVm0.72

14、12.89查文献 120中图 5-1 得， C =。取安全系数，则空塔气速u=× =s。4Vs4 0.721，圆整后取 D=。D0.951mu1.015塔截面积为 ATD 21.020.785m244实际空塔气速 u=s。（ 2）提馏段的气、液相体积流率分别为Lh(Lm 1/ 23.756 10 3937.341/ 2，取板间距T=，板上液层高度 hL=。故 HT-h L=。)()0.0853HVhVm0.7203.50查文献 120中图 5-1 得， C =。取安全系数，则空塔气速u=× =s。'4V'4 0.720Ds1.008m ，圆整后取 D =。u

15、0.901塔截面积为 ATD '21.020.785m244实际空塔气速 u=s。2、精馏塔的有效高度的计算z 精 =（ N精 -1 ） HT=（ 6-1 ）× =z 提 =（ N提 -1 ） HT=（ 15-1 ）× =在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为，故有效高度应为全塔的实际高度取进料板板间距为，人孔处板间距为，塔底空间高度为，塔顶空间高度为，封头高度为，裙座高度为，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=，可选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 l w取 l w=×=。（ 2）

16、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 hL0.06m ，则精馏段 h =h -h=提馏段 h =h -h=因此，上下两段均取 hW0.044m 。wLow wL ow（3）弓形降液管宽度Wd和截面积 Af由 l w/D=，查文献 1 图 5-7 得 Af /A T=,Wd/D=。故Af =× =Wd=× =。塔的相对操作面积为（ 1-2 ×）× 100%=%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3600AfH T36000.05670.405s ，合理。10 322.02sLh1.033600对于提馏段有&#

17、39; 3600 Af HT36000.05670.405s ，合理。10 36.04sLh3.7563600（4）降液管底隙高度 h0精馏段 u=s，提馏段 u=s，则00Lh1.0310 30.023m ， h'L'3.75610 3h0u'0.660.093600lu'0.660.029m 。3600lw00.200w 0因此，上下两段均取h00.030m 。故降液管底隙设计合理。选用凹形受液盘，深度hW0.05m 。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，静止开度。

18、阀孔临界速度精馏段 u0 Kp1 ( 72.8 )0.548( 72.8 )0.5485.86 m / sVm2.89提馏段 u0 Kp 2 (72.8 )0.548( 72.8 )0.5485.28m / sVm3.50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： u 为适宜的空塔气速，u0 为阀孔速度。精馏段提馏段1 u1 100% 1.015 100% 17.3% 5.86u012 u2 100% 0.901 100% 17.1%u025.28为了塔板加工方便， 上下两分段开孔率均采用17.5% ，由此求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

19、上布置浮阀的有效操作面积已知 Wd0.125m ，取破沫区宽度 Ws0.07 m ，边缘区宽度 Wc0.04m ，则有效操作面积 Aa 2( xr 2x2180r 2 arcsin x )r有效操作面积率4Aa100%40.517100%65.8%D23.141.02 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 t 0.075m ，则取 t= 。( 七 ) 筛板的流体力学验算1、塔板压降（ 1）干板阻力 hc精馏段 u0 c11.825 73.1/ Vm1.825 73.1/ 2.895.872m/ su01 u0 c1 ，则

20、hc1 19.0u010.17519.0 5.800.1750.030m液柱Lm855.26提馏段 u0 c21.825 73.1/ Vm1.825 73.1/ 3.505.287m / su0c20.17519.05.2870.175液柱u02 u0 c2 ，则 hc 2 19.0937.340.028mLm（ 2）气体通过液层的阻力 h1取充气系数 0 0.4 ，则 hl0 hL0.40.06 0.024m液柱（ 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

21、流经长度ZLD2Wd1.020.1250.750m板上液流面积 AbAT2Af0.78520.05670.672m苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=，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eV0.1kg(液 ) / kg (气) 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eV0.1kg(液 ) / kg (气) 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H d(H ThW ) ,而 H dhphLhd（ 1） 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段 hp1 0.054m液柱提馏段 hp 20.052m

22、液柱（ 2） 液体通过降液管的压头损失精馏段 hd10.153( LS1 )20.153( 1.0310 3)20.00041m液柱lW h00.660.030提馏段 hd 20.153( LS2 )20.153( 3.75610 3)20.00551m液柱lW h00.660.030（ 3） 板上液层高度精馏段和提馏段皆为 hL 0.06m因此，取0.7 ，降液管中清液层高度如下：精馏段 H d1hp1hLhd 10.0540.060.000410.114m提馏段 H d 2hp 2hLhd 20.0520.060.005150.1172m可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。( 八 )

23、 塔板负荷性能图1、漏液线精馏段: V2F010.0392 11553s1,mind0N042.890.404m / s4v1提馏段： V'd0N00.039211550.367m / s2F013s 2,min443.50v12、雾沫夹带线Vsv1.36Ls ZL泛点率 =lv100%KC F Ab按泛点率为 80%计算Vs2.891.36 Ls0.752855.262.89100% 80%精馏段：10.1160.672整理得： Vs1.072 17.64Ls3.501.36 Ls0.752Vs3.50精馏段：937.34100% 80%10.1190.672整理得： Vs1.021

24、16.71Ls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）3Ls，m/s3Vs，m/s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=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 Ls ,min0.0567 0.400.00454m3 / s5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） 精馏段整理得： Vs5.1098000.54Ls225.99Ls 2/3（ 2）

25、 提馏段整理得： Vs4.6237241.19Ls2 23.53Ls 2/3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）3Ls，m/s3Vs，m/s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VM v1Vs1v193.2980.39855.26701精馏段 D1VM L137.0485.452.89Ls1L 1V 'M v2Vs 2v1124.1497.26937.34提馏段 D2'93.29101.

26、873.50340Ls 2V ML2L 2在精馏段负荷性能图， 即图 3 中，精馏段气相负荷上限 (Vs )max1.043 m3 / s ，气相负荷下限 (Vs) min3/ s 。操作弹性：Vs ,max1.0432.57 。0.406 mVs,min0.406在提馏段负荷性能图，即图 4中，提馏段气相负荷上限 (Vs )max0.870 m3 / s ，气相负荷下线 (Vs )min0.404 m3/ s 操作弹性： Vs ,max0.8702.15 。Vs,min0.404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VsFM LFm8

27、7.10 91.248.884m3 / h ，取 u=s，则LFm894.61按照 GB8163 87，选择无缝钢管 45×。2、塔釜出料管WM LWm30.85 112.503Vs980.063.541m / h ，取 u=s，则LWm按照 GB8163 87，选择无缝钢管 48×。3、塔顶上升蒸汽管VsVM VDm93.29 78.592536.9m3 / h ，取 u=15m/s，则VDm2.89按照 GB8163 87，选择无缝钢管 273×。4、塔底蒸汽进口管V ' M VWm93.29 112.333Vs3.502994.1m / h ，取 u

28、=15m/s，则VWm按照 GB8163 87，选择无缝钢管 273×。5、塔顶回流液管VsLM LDm37.04 79.653.616m3 / h ，取 u=s，则LDm815.90按照 GB8163 87，选择无缝钢管 76×。( 十 ) 塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型1、塔顶全凝器塔顶温度 t =83 , 苯的气化潜热 r=30778kJ/kmol 。热损失 5%，故热负荷为DQVr93.29307783.02 106 kJ / h =15%15%232进，38出，泡点回流，故总传 热 系 数 K=1000W/(m· ) 。 冷 却水tmt2t13832

29、47.9 o C 。ln tDt1ln 8332tDt28338换热面积为 SQ839.56100017.51m2 ，取 S=KT100047.9根据 GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器(DN 400×2000) ，实际换热面积S=冷凝水用量衡算 WQ3.021061.21 105 kg / hCpt4.17662、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 =h 在 130左右，氯苯汽化热 r8469kcal / kmol846935450 kJ / kmol0.2389热损失按 5%计算 QV r93.29 35

30、4503.481 106 kJ / h967.00 kw15%0.952t m =总传热系数 k 取 600W/mS 取 S62.2m2查 <化工设计手册 >，得型号（ DN 450 4500）。( 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/h2气相产品流量 D， kmol/h3液相产品流量 W,kmol/h4原料液摩尔分数 xF5气相产品摩尔分数 xD6液相产品摩尔分数 xW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，kpa2提馏段平均压力pm ， kpa3精馏段平均温度 t m，4提馏段平均温

31、度t m ，5 精馏段气相平均摩尔质量 MVm， kg/kmol6 精馏段液相平均摩尔质量 MLm， kg/kmol7提馏段气相平均摩尔质量M，kg/kmolVm8提馏段液相平均摩尔质量，kg/kmolMLm9精馏段气相平均密度 Vm， kg/m310精馏段液相平均密度3， kg/mLm11提馏段气相平均密度3Vm， kg/m12提馏段液相平均密度3Lm， kg/m13精馏段液体表面张力 Lm，dyn/cm14提馏段液体表面张力，dyn/cmLm15精馏段液体平均黏度 Lm，mpa·s16提馏段液体平均黏度，mpa· sLm173精馏段气相流量 Vs，m/s183-3精馏段

32、液相流量 Ls，m/s×1019提馏段气相流量3Vs，m/s20提馏段液相流量3-3Ls，m/s×1021实际塔板数 Np2122有效段高度 Z， m23塔径 D， m24板间距 HT，m25溢流形式单溢流26降液管形式弓形27堰长 l w， m28堰高 hw ，m292弓形降液管面积 Af ，m30弓形降液宽度 Wd，m31降液管底隙高度 h0 ，m32破沫区宽度 Ws， m33边缘区宽度 Wc， m34浮阀数目， N11535开孔率， %36横排孔间距 t ,m37排间距 t ，m附表 3 接管尺寸计算结果序号项目数值1进料管直径45×2塔釜出料管直径48×3塔顶上升蒸汽管直径273×4塔底蒸汽进口管直径273×5塔顶回流液管直径76×( 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 2 倍。2、塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起