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 %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）操作条件塔顶压强4kPa（表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3.回流比：R=2R4.单板压降不大于min（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的远离城市的郊区设计要求设计方案的确定及流程说明塔的工艺计算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）基础数据组分的饱和蒸汽压pi（mmHg）温度，（℃）859095100105苯pi氯苯温度，（℃）110115120125130苯23132964335537464210pi760氯苯组分的液相密度ρ（kg/m3）温度，（℃）6080100120140苯ρ氯苯组分的表面张力σ（mN/m）温度，（℃）6080100120140苯σ氯苯液体粘度μ（mPa?s）温度，（℃）6080100120140μ 苯氯苯常数组分

A

B

C苯氯苯二、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kg/kmol和kmolxF0.61/78.110.61/78.110.39/112.6xD0.985/78.110.9890.985/78.110.015/112.6xW0.01/78.110.01401/78.110.98/112.6平均摩尔质量MF78.110.69310.693112.688.70kg/kmolMD78.110.98910.989112.678.49kg/kmolMW78.110.01410.014112.6112.12kg/kmol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：3643210000.98958.62kmolh，D33024全塔物料衡算：FDWF84.22kmol/hxfFxDDxwWW25.6kmol/h（三）塔板数的确定理论塔板数NT的求取2）确定操作的回流比R将1）表中数据作图得x~y曲线及tx~y曲线。在x~y图上，因q=0，e（,）查得yq0.693，xq0.31。故有：RminxDyq0.9890.693yqxq0.6930.310.7624;R2Rmin1.5253）求理论塔板数 (图解法)精馏段操作线：yRxD0.604x0.392R1xR1总理论板层数：(包括再沸器)进料板位层：42.实际塔板数Np1）全塔效率ET选用ET0.170.616logμm公式计算。该式适用于液相粘度为~·s的烃类物系，式中的μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为 (80+129)=℃（取塔顶底的算术平均值） ，在此平均温度下查化工原理附录得：A0.246mPas，B0.352mPas。mAxFB1xF0.2460.6930.35210.6930.278mpasET0.170.616logm0.170.616log0.2780.512）实际塔板数 Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1 3/0.51 6块 提馏段：Np1 2.5/0.51 5块（四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算平均压强pm取每层塔板压降为计算。塔顶：pD 77.31 4 81.31kPa加料板：pF81.310.7685.51kPa塔底：pW85.510.7589.01kPa精馏段平均压强pm(81.3185.51)/283.41kPa提馏段平均压强pm(89.0185.51)/287.26kPa2.平均温度tmPPAxAPBxB和lgPABt两式联立由试差法求得CtD73.35℃；tF83.76℃；tW125.79℃精馏段平均温度：℃提馏段平均温度：℃3.平均分子量Mm塔顶：y1xD0.989，x10.93（查相平衡图）MVD,m0.98978.1110.989112.678.49kg/kmolMLD,m0.9378.1110.93112.680.52kg/kmol加料板：yF0.725，xF0.38（查相平衡图）MVF,m0.72578.1110.725112.687.59kg/kmolMLF,m0.3878.1110.38112.699.49kg/kmol塔底：yW0.075，xW0.014MVW,m0.07578.1110.075112.6110.01kg/kmolMLW,m0.01478.1110.014112.6112.12kg/kmol精馏段：MVm(78.4987.59)/283.04kg/kmolMLm(99.4980.52)/290.00kg/kmol提馏段：MVm(87.59110.01)/298.8kg/kmolMLm(99.49112.12)/2105.8kg/kmol4.平均密度mρ1）液相平均密度ρL,m塔顶：tD73.35℃A822.2Kg/m3B1049.3Kg/m3LDm(0.985/822.21824.9Kg/m30.015/1049.3)进料板：tF83.76℃A810.8Kg/m3B1037.7Kg/m3LFm(0.233/10.767/947.2Kg/m3810.81037.7)塔底：tw83.76A761.7Kg/m3B989.6Kg/m3LFm(0.01/761.71989.6)986.6Kg/m30.99/精馏段：提馏段：

LmLm

(824.9947.2)/2886.05Kg/m3(947.2986.6)/2966.9Kg/m32）汽相平均密度 ρV,m精馏段：PmMvm84.8183.043VmRTm8.314(78.55273.15)2.38Kg/m提馏段：VmPmMvm84.8199.36Kg/m3RT8.314(104.71273.15)2.76m5.液体的平均表面张力σm塔顶：tD73.35℃；DA22.09mN/mDB24.44mN/mLDm0.98922.090.01524.4422.12mN/m进料板：tF83.76℃；FA20.82mN/mFB23.34mN/mLFm0.69320.820.30723.3421.59mN/m塔底：tW125.79℃；WA15.82mN/mWB18.77mN/m精馏段：提馏段：

LmLm

(24.4421.59)/221.86/mmN(21.5918.77)/220.18mN/m6.液体的平均粘度μL,m塔顶：tD73.35℃DA0.332mpasDB0.457mpasLDm0.9890.3320.0110.4570.333mpas加料板：tF83.76℃FA0.298mpasFB0.416mpasLFm0.6930.2980.3070.4160.334mpas塔底：tF125.79℃，FA0.206mpas，FB0.302mpasLFm0.1140.2060.9860.3020.3003mpas精馏段：Lm(0.3330.334)/20.3335mpas提馏段：Lm(0.3340.3003)/20.317mpas（五）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V(R1)D2.52558.62148.02Kmol/h汽相体积流量VsVMVm148.0283.041.43m3/s3600Vm36002.38液相回流摩尔流率LRD1.52558.6289.40Kmol/hLMLm89.4090.03液相体积流量Ls3600886.050.0025m/s3600Lm（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1.塔径1）初选塔板间距HTL50mm400mm及板上液层高度h，则：HThL0.40.060.35m2）按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）Ls(L)1/20.0025886.051/20.0348Vs()()V1.442.38查Smith通用关联图得C200.075L)0.20.075(21.86)0.20.0763负荷因子CC20(2020泛点气速：umax0.0763886.052.381.47m/sm/s2.383）操作气速取u 0.7umax 0.7 1.47 1.029m/s4）精馏段的塔径D4Vs41.441.335mu1.029圆整取D1400mm塔截面积为AT4D2(1.4)21.539m24此时的操作气速u1.420.935m/s。011塔板工艺结构尺寸的设计与计算1）溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。①溢流堰长（出口堰长） lw取lw 0.6D 0.6 1.4 0.84m②出口堰高 hwhwhLhow查得E=how2/3m0.00284ELh/lw0.014hwhLhow0.050.0140.036③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D0.66，查化原下P147图11-16得Wd/D0.1,Af/AT0.055，即：Wd0.14m，Af0.055m2液体在降液管内的停留时间3600AfHT13.555s（满足要求）Ls④降液管的底隙高度 ho液体通过降液管底隙的流速一般为 ~s，取液体通过降液管底隙的流速 uo 0.1m/s，则有：Lsh0 0.029'hwh00.0360.0290.0070.006m故降液管设计合底隙高度设计合理2）塔板布置1.塔板分块 因D=1400 故塔板分 4块2.边缘区宽度W'0.09mc0.04msW②开孔区面积AaAa2xr2x2r2sin1x1.126m2180r式中：xD/2WW0.47mdsr D/2 W 0.66mc3）开孔数n和开孔率φ取筛孔的孔径 do 5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ3mm，且取t/do 3.0。故孔心距t 3 5 15mm。每层塔板的开孔数每层塔板的开孔率

1158A05769（孔）n2t0.9070.9070.101（φ应在5~15%，故满足要求）φ232t/do气体通过筛孔的孔速u0Vs12.54m/sA04）精馏段的塔高Z1Z精（N精-1）HT(61)0.42m；（七）塔板上的流体力学验算塔板压降1）气体通过干板的压降hc2hc0.051u0VCo0.84。C0Lu02hcV0.0305m0.051C0L2）气体通过板上液层的压降 h1uaVs0.9833m/sATAf动能因子F00.9832.381.52Kg/(sm1/2)查化原图得0.60hlhwhowhL0.630.060.03m3）气体克服液体表面张力产生的压降 hσh4L0.00201mgd04）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和pphphchlh0.03050.030.002010.062mPpLghP0.539Kpa0.7Kpa（满足工艺要求）。2.雾沫夹带量ev的验算e5.7106(ua)3.20.015kg液/kg气0.1kg液/kg气VHThfL验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。漏液的验算漏液点的气速uomuomin4.4(0.00560.13hlh)L/V7.16m/s<sC0筛板的稳定性系数Ku01.75(1.5)（无漏液）u0min液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdΦHThwHdhphLhdhd0.153(u'0)20.002mHd0.0620.050.00160.114m取=；(HThw)0.218mHdΦHThw成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。（八）塔板负荷性能图液沫夹带线（1）5.7106ua3.2（1）ev2.5hLHT式中：uaVs0.688VsATAfhow2.84E(3600Ls)2/30.64Ls2/310001.056hf2.5(hwhow)20.091.8733LS将已知数据代入式（1）5.71060.685V3.2evs0.10.311.873L2/3sus2.9052/317.55Ls（1-1）在操作范围内，任取几个 Ls值，依式（1-1）算出对应的 Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出雾沫夹带线（ 1）液泛线（2）ΦHT hw hp hw how hdHC0.051(V)0.015(A0C0)2LVs2 11.976 17066.7Ls2 81.23Ls2/3 （2-2）在操作范围内，任取几个 Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出液泛线（ 2）液相负荷上限线（3）Ls,max HTAf 0.00847m3/s （3-3）漏液线（气相负荷下限线）（4）u0min4.43C0(0.00560.13hLh)L/VV20.5556.66L2整理得：3（4-4）S,mins在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出漏液线（ 4）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度how0.006m2.843600Ls2/30.006howE1000LwLsmin0.000716m3/s（5-5）操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比，即：Vs,max2.45操作弹性=3.06Vs,min0.8三、塔的提馏段操作工艺条件（五）提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V'V(1q)F63.8Kmol/h汽相体积流量VsV'MVm0.634m3/s3600Vm液相回流摩尔流率L'L89.4Kmol/h液相体积流量LsL'MLm0.0027m3/s3600Lm（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1.塔径1）初选塔板间距HT500mm及板上液层高度hL60mm，则：HThL0.50.060.44m2）按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）LL)1/2(0.0017968.21/20.0797s()()VsV0.6342.76查Smith通用关联图得C200.09负荷因子CC20(L)0.20.09(20.18)0.20.09022020泛点气速：umax0.0902968.22.761.687m/s2.763）操作气速取u0.7umax0.71.6871.181m/s4）精馏段的塔径D4Vs40.634u0.826m1.181圆整取D1000mm塔截面积为AT4D2(1.0)20.785m24此时的操作气速u0.6340.81m/s。0.785塔板工艺结构尺寸的设计与计算1）溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。①溢流堰长（出口堰长） lw取lw 0.7D 0.7m②出口堰高 hwhw hL howhow0.00284ELh/lw2/30.0169mhw hL how 0.06 0.0169 0.0431m③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D0.7，查化原下P147图11-16得W/D0.139,A/A0.09，即：dfTd，Af0.065m2W0.139m液体在降液管内的停留时间AfHT135（满足要求）LS④降液管的底隙高度 ho液体通过降液管底隙的流速一般为 ~s，取液体通过降液管底隙的流速 uo 0.08m/s，则有：h0Lh0.048m3600Lwu0'hwh00.04310.0330.0100.006m故降液管设计合底隙高度设计合理3）塔板布置1.塔板分块 因D=1000 故塔板分 3块边缘区宽度WaWs'0.065mWc0.035m②开孔区面积 AaAa2xr2x2r2sin1x0.532m2180r式中：xD/2WdWs0.70.17360.0650.311mrD/2Wc0.70.0350.465m3）开孔数n和开孔率φ取筛孔的孔径do5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。每层塔板的开孔数n1.155A02731（孔）t2每层塔板的开孔率φ0.9070.907t/do2320.101（φ应在5~15%，故满足要求）Vs气体通过筛孔的孔速 u0 11.81m/sA04）精馏段的塔高 Z1Z提 （N提-1）HT 2.0m（七）塔板上的流体力学验算塔板压降1）气体通过干板的压降 hcu02hc0.051VCo0.84。C0L2hc0.051u0V0.0287mC0L2）气体通过板上液层的压降hluaVs0.968m/sATAf动能因子F00.9682.761.61Kg/(sm1/2)查化原图得00.60hl0hwhow0hL0.600.060.036m3）气体克服液体表面张力产生的压降 hσ4L0.0017mhgd04）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和pphphchlh0.066mPpLghP0.626Kpa0.7Kpa（满足工艺要求）。2.雾沫夹带量ev的验算e5.7106(ua)3.2kg液/kg气kg液/kg气LHThf验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。漏液的验算漏液点的气速uomuomin4.4(0.00560.13hlh)L/V7.5/sC0m筛板的稳定性系数u01.58（大于，不会产生过量液漏）Ku0min液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdΦHThwHdhphLhdhd0.153(LS)20.002mhlW0Hd0.0660.060.000990.048m(HThw)0.272mHdΦHThw成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。（八）塔板负荷性能图雾沫夹带线（1）5.7106ua3.2（1）ev2.5hLHT式中：uaVs1.527VsATAfhf2.5(hwhow)how2.84E(3600Ls)2/31000lWhf0.1082/32.115Ls将已知数据代入式（1）5.7106ua3.2ev0.1HT2.5hLV1.618.672L2/3（1-1）ss在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线ΦHThwhphwhowhdVs2V2HC0.0715Vs