苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书

苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书33/33苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书-氯苯板式精馏塔工艺设计说明书-氯苯板式精馏塔工艺设计设计说明书1苯-氯苯分别过程板式精馏塔设计一、设计题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。二、操作条件塔顶压强4kPa（表压）；进料热状况，泡点进料；回流比，2Rmin；塔釜加热蒸汽压力（表压）；单板压降不大于；年工作日300天，每日24小时连续运转。三、设计内容设计方案确实定及工艺流程的说明；塔的工艺计算；塔和塔板主要工艺构造的设计计算；塔内流体力学性能的设计计算；塔板负荷性能图的绘制；塔的工艺计算结果汇总一览表；生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；对本设计的议论或对有关问题的解析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压pi（mmHg）温度，1011121313901.800000（℃）876101317222829pi苯2550605040000氯14202940547176苯8530390组分的液相密度ρ（kg/m3）温度，（℃）8090100110120130苯817805793782770757ρ氯103102101100997985苯9888纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯氯苯

ρA912ρB1127

介绍：介绍：

ρAρB式中的t为温度，℃。组分的表面张力σ（mN/m）温度，8511011512013180（℃）21.20.17.16.16.15.苯638332σ26.25.22.22.21.20.苯177264双组分混淆液体的表面张力m可按下式计算：σmσσ（为A、B组分的摩尔分率）ABxA、xBσσxσxABBA1氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：r2tct2（氯苯的临界温度：tc359.2C）tct1r1其余物性数据可查化工原理附录。2目录一、序言1二、产品与设计方案简介2（一）产品性质、质量指标.2（二）设计方案简介3（三）工艺流程及说明.3三、工艺计算及主体设施设计4（一）全塔的物料衡算.41）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率42）均匀摩尔质量53）料液及塔顶底产品的摩尔流率5（二）塔板数确实定51）理论塔板数的求取52）实质塔板数8（三）塔的精馏段操作工艺条件及有关物性数据的计算91）均匀压强92）均匀温度93）均匀分子量94）均匀密度95）液体的均匀表面张力106）液体的均匀粘度10（四）精馏段的汽液负荷计算.11（五）塔和塔板主要工艺构造尺寸的计算111）塔径112）塔板工艺构造尺寸的设计与计算12（六）塔板上的流体力学验算.141）气体经过筛板压降和的验算142）雾沫夹带量的验算173）漏液的验算174）液泛的验算17（七）塔板负荷性能图.181）雾沫夹带线（1）182）液泛线（2）183）液相负荷上限线（3）194）漏液线（气相负荷下限线）（4）195）液相负荷下限线（5）20（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表22（九）精馏塔的隶属设施与接收尺寸的计算23（十）主要符号说明24四、对设计过程的议论和感觉26苯-氯苯分别过程板式精馏塔设计计算书一、序言课程设计是本课程讲课中综合性和实践性较强的讲课环节，是理论联系实质的桥梁，是使学生体察工程实指责题复杂性、学习化工设计基本知识的首次试一试。经过课程设计，要修业生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行贯穿交融的独立思虑，在规定的时间内达成指定的化工设计任务，进而获取化工工程设计的初步训练。经过课程设计，要修业生认识工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培育学生解析和解决工程实指责题的能力。同时，经过课程设计，还能够够使学生建立正确的设计思想，培育脚扎实地、严肃仔细、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程见解，培育提升学生独立工作能力的有利实践。本设计采纳连续精馏分别苯-氯苯二元混淆物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分其余苯-氯苯二元混淆物由连续精馏塔中部进入塔内，以必然得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。高径比很大的设施称为塔器。塔设施是化工、炼油生产中最重要的设施之一。它可负气（或汽）液或液液两相之间进行亲近接触，达到相际传质及传热的目的。常有的、可在塔设施中达成的单元操作有：精馏、汲取、解吸和萃取等。其余，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，塔设施的性能关于整个装置的产品产量质量生产能力和耗费定额，以及三废办理和环境保护等各个方面都有重要的影响。占有关资料报导，塔设施的投资开销占整个工艺设施投资开销的较大比率。因此，塔设施的设计和研究，遇到化工炼油等行业的极大重视。作为主要用于传质过程的塔设施，第一必然负气（汽）液两相充分接触，以获取较高的传质效率。其余，为了知足工业生产的需要，塔设施还得考虑以下各项传质效率。其余，为了知足工业生产的需要，塔设施还得考虑以下各项要求：（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大批的雾沫夹带、拦液或液泛等损坏正常操作的现象。（2）操作坚固、弹性大。当塔设施的气（汽）液负荷量有较大的颠簸时，还能够在较高的传质效率下进行坚固的操作。并且塔设施应保证能长久连续操作。1（3）流体流动的阻力小。即流体经过塔设施的压力降小。这将大大节俭生产中的动力耗费，以及降低常常操作开销。关于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统没法保持必需的真空度。（4）构造简单、资料耗用量小、制造和安装简单。这能够减少基建过程中的投资开销。（5）耐腐化和不易拥挤，方便操作、调理和检修。事实上，关于现有的任何一种塔型，都不能够能圆满知足上述全部要求，仅是在某些方面拥有独到之处．依据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年月起对筛板塔进行了大批工业规模的研究，渐渐掌握了筛板塔的性能，并形成了较圆满的设计方法。与泡罩塔比较，筛板塔拥有以下长处：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，并且构造简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较简单。进而一反长久的冷淡状况，获取了宽泛应用。近来几年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形摆列．空间距与孔径的比为2.5－5．近来几年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它拥有制造简单，不易拥挤等长处，但是漏夜点低，操作弹性小。筛板塔的特色以下：1）构造简单、制造维修方便。2）生产能力大，比浮阀塔还高。3）塔板压力降较低，适合于真空蒸馏。4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。5）合理设计的筛板塔但是拥有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。6）小孔径筛板易拥挤，故不宜办理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。二、产品与设计方案简介（一）产品性质、质量指标产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1．105g/cm3。沸点131．6℃。凝结点-45℃。折射率1．5216(25℃)。闪点29．4℃。燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大部分有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混淆物，爆炸极限1.3％-7．1％(vol)。溶于大多半有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则2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．在体内有累积性，渐渐伤害肝、肾和其余器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统3有麻醉性，LD502910mg／kg，空气中最高赞同浓度50mg／m。遇高温、明火、氧化剂有焚烧爆炸的危险。质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）（二）设计方案简介精馏方式：本设计采纳连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续采集产物和排出残液。其长处是集成度高，可控性好，产质量量坚固。因为所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因此不用采纳特别精馏。操作压力：本设计选择常压，常压操作对设施要求低，操作开销低，合用于苯和氯苯这种非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分别。塔板形式：依据生产要求，选择构造简单，易于加工，造价低价的筛板塔，筛板塔办理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分别工艺中有很好表现。加料方式和加料热状态：设计采纳泡点进料，将原料经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。因为蒸汽质量不易保证，采纳间接蒸汽加热。再沸器，冷凝器等隶属设施的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽圆满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。塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（三）工艺流程及说明338%氯苯原料储原料预热99.8%氯苯

冷凝精馏分派再沸冷却冷却储存

98%苯储存第一，苯和氯苯的原料混淆物进入原料罐，在里面逗留必然的时间此后，经过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，此后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混淆物中既有气相混淆物，又有液相混淆物，这时候原料混淆物就分开了，气相混淆物在精馏塔中上涨，而液相混合物在精馏塔中降落。气相混淆物上涨到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混淆物被降温到泡点，此中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，逗留必然的时间此后进入苯的储罐，而此中的气态部分从头回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混淆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从头回到精馏塔。塔里的混淆物不停重复前面所说的过程，而进料口不停有新鲜原料的加入。最后，达成苯与氯苯的分别。三、工艺计算及主体设施设计（一）全塔的物料衡算1）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78.11和。xF4xDxW2）均匀摩尔质量MF1MD1MW3）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：W60000t/a，全塔物料衡算：FDWFFDDWW（二）塔板数确实定1）理论塔板数NT的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采纳梯级图解法（M·T法）求取NT，步骤以下：依据苯-氯苯的相均衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y依据xptpB/pApB，ypAx/pt，将所得计算结果列表以下：温度，101112139013800001.（℃）085苯761013172228290255060504000pi氯14202940547176苯8530390两0.0.0.0.0.相x167442612010摩72579尔0.0.0.0.0.分y191786137070率35461此题中，塔内压力凑近常压（实质上略高于常压），而表中所给为常压下的相均衡数据，因为操作压力偏离常压很小，因此其对x~y均衡关系的影响圆满能够忽视。确立操作的回流比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q1，查得ye，而xexF，xD0.986。故有：xDyeRmxeye考虑到精馏段操作线离均衡线较近，故取实质操作的回流比为最小回流比的2倍，即：R2Rm63.求理论塔板数精馏段操作线：yRxDxR1R1提馏段操作线为过0.00288,0.00288和0.702,0.901两点的直线。YX苯-氯苯物系精馏分别理论塔板数的图解7140130120110100908070苯-氯苯物系的温度构成图图解得NT12.5111.5块（不含釜）。此中，精馏段NT14块，提馏段NT2块，第5块为加料板地点。2）实质塔板数Np全塔效率ET采纳ETm公式计算。该式合用于液0.170.616logμ相粘度为·s的烃类物系，式中的μm为全塔均匀温度下以进料构成表示的均匀粘度。塔的均匀温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术均匀值），在此均匀温度下查化工原理附录11得：μ0.24mPasμs。A，BmAxFB1xF1ET0.616logm实质塔板数Np（近似取两段效率同样）8精馏段：提馏段：总塔板数

Np17.7块，取Np18块Np213.5块，取Np214块NpNp1Np222块。（三）塔的精馏段操作工艺条件及有关物性数据的计算1）均匀压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD加料板：均匀压强

pFpm105.3110.9/22）均匀温度tm查温度构成图得：塔顶为80℃，加料板为89℃。tm8089/2℃3）均匀分子量Mm塔顶：y1xD0.986，x10.940（查相均衡图）MVD,m1MLD,m1加料板：yF0.935，xF0.702（查相均衡图）MVF,m1MLD,m188.39kg/kmol精馏段：MV,mML,m88.39/2ρ4）均匀密度m1.液相均匀密度ρL,m9塔顶：ρLDAt803,ρLD,B8031aAaBρLD,m3ρLD,mρLD,AρLD,B进料板：LF,A893LF,B31aAaBLF,mLF,ALF,B

LF,m3精馏段：L,m820.5878.7/23汽相均匀密度ρV,mV,m3pmMV,mRTm2735）液体的均匀表面张力σm；D,B（80℃）塔顶：D,A26.02mN/mσσσσσD,mABσxσxBADAB进料板：F,A；F,B（89℃）F,mABAxBBxAF精馏段：m21.49/26）液体的均匀粘度μL,m塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：μμxADμxBD0.3150.9860.4450.0140.317mPasLD,mAB10加料板：精馏段：

LF,m0.2980.390mPasL,m/20.318mPas（四）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V汽相体积流量汽相体积流量

VsVMV,m3/s3600V,m3600Vh1.999m3/s7196.4m3/h液相回流摩尔流率液相体积流量LsLM3600

,mL,m

3/s3600液相体积流量Lh0.00220m3/s7.920m3/h冷凝器的热负荷QVr（五）塔和塔板主要工艺构造尺寸的计算1）塔径初选塔板间距HT550mm及板上液层高度hL70mm，则：HThL按Smith法求取赞同的空塔气速umax（即泛点气速uF）Ls0.5LVsVSmith通用关系图得C20负荷因子CC2020泛点气速：11umaxCLV/V1.604m/s操作气速max精馏段的塔径D4Vs/u圆整取D1600mm，此时的操作气速u。2）塔板工艺构造尺寸的设计与计算溢流装置采纳单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设入口内堰。○1溢流堰长（出口堰长）lw取lw堰上溢流强度Lh/lw7.920/1.127.701m3/mh100~130m3/mh，知足筛板塔的堰上溢流强度要求。○2出口堰高hwhwhLhow对平直堰how0.00284ELh/lw2/3由lw及Lh/lw/1.125.966，查化工原理P111图5-5得，于是：how2/30.0106m0.006m（知足要求）hwhLhow12○3降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由w/D，查化原下P图5-7得l112Wd/D0.14,Af/AT0.09，即：Wd0.224m，AT0.785D22.01m2，Af2。液体在降液管内的逗留时间AfHT/Ls5s（知足要求）○4降液管的底隙高度ho液体经过降液管底隙的流速一般为，取液体经过降液管底隙的流速uo，则有：Ls（ho不宜小于holwuo，本结果知足要求）塔板部署○1边沿区宽度Wc与平定区宽度Ws边沿区宽度Wc：一般为50~75mm，D>2m时，Wc可达100mm。平定区宽度Ws：规定D1.5m时Ws75mm；D1.5mWs100mm；本设计取Wc60mm，Ws100mm。○2开孔区面积Aa13Aa2xR2x2πR2sin1x180R222π2sin11801.304m2式中：xD/2WdWsRD/2Wc开孔数n和开孔率φ取筛孔的孔径do5mm，正三角形摆列，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n1158103Aa11581036711（孔）t2152每层塔板的开孔率φφt/do232（应在5~15%，故知足要求）每层塔板的开孔面积AoφAa1.3040.132m2气体经过筛孔的孔速uoVs/Ao15.14m/s4.精馏段的塔高Z1Z1Np11HT（六）塔板上的流体力学验算1）气体经过筛板压降hp和pp的验算hphchlhσ气体经过干板的压降hc14uo22VhcCoL式中孔流系数Co由do/δ5/31.67查P115图5-10得出，Co0.8。气体经过板上液层的压降hlhlhwhowhL式中充气系数β的求取以下：气体经过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：uaVsATAf动能因子FauaV查化原P115图5-11得0.57（一般可近似取0.5~0.6）。气体战胜液体表面张力产生的压降hσ44103hLgdo气体经过筛板的压降（单板压降）hp和pphphchlhppLghp849.69.810.104866.8Pa0.867kPa0.7kPa（不满足工艺要求，需从头调整参数）。现对塔板构造参数作从头调整以下：取Wc50mm，Ws75mm。15开孔区面积AaAa2xR2x2πR2sin1x180R0.75022π0.7502sin11801.382m2式中：xD/2WdWsRD/2Wc开孔数n和开孔率φ取筛孔的孔径do5mm，正三角形摆列，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1158103a11581037113An每层塔板的开孔率φφ22t/do3（应在5~15%，故知足要求）每层塔板的开孔面积Ao气体经过筛孔的孔速uo气体经过筛板压降hp和

φAa2Vs/Aopp的从头验算uo22hcVCoL气体经过筛板的压降（单板压降）hp和pphphchlhppLghp849.69.810.0816681Pa0.681kPa0.7kPa（知足工艺要求）162）雾沫夹带量ev的验算5.7106ua106eVHThf103液/kg气液/kg气（知足要求）式中：hfL，验算结果表示不会产生过分的雾沫夹带。3）漏液的验算漏液点的气速uomuom4.4CoLhL/V筛板的坚固性系数Kuouom（不会产生过分液漏）4）液泛的验算为防备降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdΦHThwHdhphLhd22hdLs0.00098mlwhoHdHThwHdHThw建立，故不会产生液泛。经过流体力学验算，能够为精馏段塔径及塔板各工艺构造尺寸适合，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。17（七）塔板负荷性能图1）雾沫夹带线（1）5.7106ua（1）evHTL式中：uaVsVssATAfhfL2.5hwhow2/33600Lslw3600Ls2/32S/3将已知数据代入式（1）5.710ev21.3210

6s32s/3Vs2s/3（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

0955558164559依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2）液泛线（2）HThwhphwhowhd（2）2/32/3how3600Ls3600Lslw2s/318hc0.051uo2Vs2VVCoLCoAoL2Vss22/3hlhwhows2/3shσhphchlhs22s/322hdLsLs2slwhos22s/32s/32sVs262.42Ls2/312956L2s（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

9551依据表中数据作出液泛线（2）3）液相负荷上限线（3）HTAf0.0199m3/s（3-3）Ls,max54）漏液线（气相负荷下限线）（4）hLhhow0.05940.6186L2/3ws漏液点气速uom2s/3Vs,minAouom，整理得：19Vs2,mins2/3（4-4）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,m/s39551Vs,m3/s依据表中数据作出漏液线（4）5）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度howm，。2/32/3how3600Ls,min3600Ls0.00284ElwLs,min9.55104m3/s（5-5）操作气液比Vs/Ls)s/3m(Ls流体液气相体积流量Vs(m3/s)操作弹性定义为操作线与界线曲线交点的气相20最大负荷Vs,max与气同样意最小负荷Vs,min之比，即：操作弹性=Vs,maxVs,min21（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目均匀压强均匀温度气相均匀流量液相实质塔板数板间距塔段的有效高度塔径空塔气速塔板液流型式溢流管型式溢堰长流堰高装溢流堰宽度置底隙高度板上清液层高度孔径孔间距孔数开孔面积筛孔气速塔板压降液体在降液管中的逗留时间降液管内清液层高度雾沫夹带负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷操作弹性

符号PmtmVsLsNp1HTZDulwhwWdhohLdotnA0uoppHdeVLs,maxLs,minVs,maxVs,min

单位计算结果精馏段提馏段kPa℃3m/s3m/s块8mmmm/s单流型弓形mmmmmmm5mm15个7113m2m/skPaSmkg液/kg气雾沫夹带控制漏液控制3m/s3m/s22（九）精馏塔的隶属设施与接收尺寸的计算1）料液预热器依据原料液出入预热器的热状况和构成第一计算预热器的热负荷Q，此后预计预热器的换热面积A，最后按换热器的设计计算程序履行。2）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为1771.45循环水冷却，出入口水温可依据不同样样地域的详尽状况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。3）塔釜再沸器因为饱和液体进料，故VV1qFV。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器同样。实质上因为存在塔的热损失（一般状况下约为供给总热量的5~10%）。再沸器属于双侧都有相变的恒温差换热设施，故再沸器的设计计算与蒸发器同。4）精馏塔的管口直径塔顶蒸汽出口管径依据流速采纳，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s。回流液管径回流量前