苯-氯苯精馏计算部分

苯-氯苯精馏计算部分流程的确定和说明1.1设计原则确定工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。（2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。（3）保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.2设计方案的确定精馏方式：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在常温（工业低温段）物系分离。（3）塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。（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。全塔的物料衡算2.1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112.61kg/kmol。40/78.11xF0.49040/78.1160/112.6198/78.110.986xD2/112.6198/78.110.2/78.110.00288xW99.8/112.610.2/78.11xFxD0.738精馏段平均液相组成x12xFxW0.246提馏段平均液相组成x222.2平均相对分子质量MF78.110.4910.49112.595.65kg/kmolMD78.110.98610.986112.578.59kg/kmolMW 78.110.00288 1 0.00288 112.5 112.4kg/kmol2.3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：W50000103/M氯苯243005107/112.53002461.73kmol/h全塔物料衡算：FDWF122.35kmol/hD60.62kmol/h0.49F0.986D0.00288WW61.73kmol/h塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取苯-氯苯物系属于理想物系，采用逐板计算法求取NT，步骤如下：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依据xptpB/pApB，ypAox/pt，将所得计算结果列表如下：表1.温度—饱和蒸汽压关系图温度，（℃）8090100110120130131.8饱和蒸汽压pi（mmHg）苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760x10.690.440.260.120.01950779两相摩尔分率0.910.780.37y10.610.07230658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x~y平衡关系的影响完全可以忽略。确定塔内组成的平均相对挥发度由（1）中的气液相平衡数据用插值法计算进料温度tF，塔顶温度tD,塔底温度tw10090tF90以进料温度的计算为例：0.69xF其中xF=0.49.0.4470.69解得tF=98.23℃同理可得tD80.47℃,tW131.53℃.t精馏89.35℃,t提馏106.00℃由Antoine方程：lgpAB确定在各个温度下的饱和蒸汽压：tC其中查得苯的 Antoine常数A:6.031B：1211C:220.8，代入Antoine方程求得在tF=98.23℃，tD=80.47℃，tW=131.53℃下所对应的pF 171.84KpapD 102.65KpapW 392.54Kpa由yA PAxA/P （P为常压101.3Kpa）yF0.831yD0.999yW0.0112所以由yA/yByA/(1yA)xA/xBxA/(1xA)yF/(1yF)FxF/(15.118xF)yD/(1yD)DxD/(114.187xD)yW/(1yW)WxW/(13.923xW)最终确定:精馏段平均相对挥发度FD9.65312提馏段平均相对挥发度 2 F W 4.5212全塔`FDW6.5803确定平衡线方程及回流比由yx得1(1)x平衡线方程为：y 6.58x1 5.58x由于泡点进料，q=1：xexF0.49,yexe6.580.49，而xD0.986。故有：1(1)xe15.580.8630.49RminxDye0.9860.863yexe0.8630.330.490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1.5倍，即：R 1.5Rmin 1.5 0.33 0.495确定操作线方程由R 0.495确定精馏段操作线方程为：yn1RxnxD0.331xn0.660R1R1提馏段操作线方程为：yn1LxnDxDFxFRDqFDxDFxF1.681xn0.00196VV(R1)D(R1)D 逐板计算确定理论塔板数NT泡点进料q=1，xq xF 0.49y1 xD 0.986从第一块板下降的液体组成由平衡线方程求取：y1x1 0.9156.58 5.58y1第二块板上升的气相组成由精馏段方程求取：y2 0.331x1 0.66 0.3310.915 0.66 0.963第二块板下降的液体组成y2x2 0.7986.58 5.58y2⋯⋯⋯⋯⋯如此反复计算得y30.924,x30.650y40.875,x40.515y50.831,x50.42760.801,60.380＜xq=0.4yxx6＜xq，第7块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算y7 1.681x6 0.00196 1.6810.380 0.00196 0.637第七块板下降液体组成x7y70.6370.2115.58y76.585.586.580.637⋯⋯..反复计算得：y80.353,x80.0765y90.127,x90.0216y100.0343,x100.00537y110.00706,x110.00108＜xw=0.00288经计算：所需总理论塔板数11块，第6块加料，精馏段需5块板，提馏段需5块板.即NT15,NT25,NT5510块3.2实际塔板数NpET10.49(11)0.2450.49(9.6530.313)0.2450.374NPNT1514块ET113.380.374ET20.49(22)0.2450.49(4.5210.320)0.2450.448NPNT2511.1712块ET20.448所以全塔所需实际塔板数NP 14 12 26块，加料板在第15块板上。全塔效率为ENT1001010038.5NP263.3比热容及气化潜热的计算塔顶温度tD80.47℃下的比热容CP苯=a+bT+cT2=-33.899+471.872×353.62×10-3-298.344×353.622×10-6=95.66kJ/(kmol?K)塔的工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶： pD 101.3 4 105.3kPa加料板：pF 105.3 0.7 14 115.1kPa塔底：pw 105.3 0.7 26 123.5kPa精馏段平均压力：p提馏段平均压力：p

mm

105.3 115.1/2 110.2kPa123.5 115.1/2 119.3kPa4.2平均温度ttFtD89.35℃,ttFtD106.00℃t224.3平均相对分子量Mm塔顶：y1xD0.986，x10.915MVD,m0.98678.1110.986112.578.59kg/kmolMLD,m0.91578.1110.915112.581.03kg/kmol进料板：yF0.802，xF0.38MVF,m0.80278.1110.802112.584.92kg/kmolMLF,m0.3878.1110.38112.599.43kg/kmol塔底：yW0.0112,xW0.00288MVW,m0.011278.1110.0112112.5112.11kg/kmolMLW,m0.0028878.1110.00288112.5112.40kg/kmol精馏段：MV,m78.5984.92/281.76kg/kmolML,m81.0399.43/290.23kg/kmol'112.1184.92/298.52kg/kmol提馏段：MV,m1ML,m199.43112.40/2105.92kg/kmol4.4平均密度 m液相平均密度 L,m组分的液相密度ρ（kg/m3）表2.温度—密度关系图温度，（℃）8090100110120130131.53苯（A组817805793782770757755分）ρ氯苯（B1039102810181008997985983组分）.液相平均密度1(ai/i)（a为质量分数）Lm⑴LD,A,LD,B,LF,A,LF,B（插值法）以塔顶组分B密度的计算为例：908090tD102810391028LD,BLD,B1038.48kg/m3同理可得LD,A816.44kg/m3LF,A778.66kg/m3LF,B1019.77kg/m3aDA,aDB,aFA,aFB,的计算aDAxDMA98.00％xDMA(1xD)MBaDB1aDA2.00％aFAxF1MA29.85％xF1MA(1xF1)MBaFB1aFA70.15％aWAxW1MA0.075％xW1MA(1xW1)MBaWB1aWA99.925％(3) LD,m, LF,m1 aDA aDB 0.98 0.02LD,m LD,A LD,B 816.44 1038.48

LD,m 819.95kg/m31aFAaFB0.29850.7015LF,m933.49kg/m3LF,mLF,ALF,B778.661019.771aWAaWB0.000750.99925LW,m982.78kg/m3LW,mLW,ALW,B755983精馏段：提馏段：汽相平均密度

,m1L.m2V,m

(819.95933.49)/2876.72kg/m3(933.49982.78)/2958.134kg/m3V,m1pmMV,m110.281.762.99kg/m3RTm8.314273.1589.35p提mMV,m1119.398.523.811kg/m3V,m2RT提m8.314273.151064.5液体的平均表面张力σm组分的表面张力σ（mN/m）表3.温度—表面张力关系图温度，（℃）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3σ26.125.722.722.221.620.4氯苯利用插值法计算1008010080.47得塔顶表面张力：18.8521.2718.85D塔顶：D,A=21.313mN/m;D,B=23.669mN/m(80.47℃)方法同上得：进料板：F,A19.064mN/m；F,B21.736mN/m（98.23℃）塔底：W,A15.153mN/m；W,B18.209mN/m（131.53℃）D,m=0.98621.213+(1-0.986)23.669=21.248mN/mF,m=0.3819.064+(1-0.38)21.763=20.737mN/mW,m=0.0010815.153+(1-0.00108)18.209=18.209mN/m精馏段：m21.24820.737/220.993mN/m提馏段：m'=(20.737+18.206)/2=19.472mN/m4.6液体黏度表4.温度—粘度关系图温度℃6080100120140苯Mpa.s0.3810.3080.2550.2150.184氯苯Mpa.s0.5150.4280.3630.3130.274t=89.35℃，=0.283，=0.398t提馏=106℃，苯=0.243，氯苯=0.384精馏段平均液相组成:x1xDxF0.9860.490.73822提馏段平均液相组成：x2xWxF0.490.002880.26422根据xii计算得：精馏段：提馏段：

12

9.6534.521,

12

0.2830.7380.398(10.738)0.3130.2430.2460.348(10.246)0.320塔体工艺尺寸的计算5.1塔径的初步设计汽液相体积流量的计算LRD0.4950.01680.00834kmol/s（1）精馏段(R1)D(0.4951)0.01680.0252kmoi/sV已知：L.m90.23kg/kmol，V.m81.76kg/kmol，L.m1867.72kg/m3，V.m12.99kg/m3。液相质量流量:L1L.mL90.230.008340.753kg/s汽相质量流量：V1V.mV81.760.02522.060kg/s液相体积流量：Ls1L10.7538.58104m3/sL.m1876.72汽相体积流量：VS1V12.0600.690m3/sV.m12.99（2）提馏段 饱和液体进料q 1L'LqD0.0251kmol/sV'V(q1)F0.0252kmol/s已知：L.m198.52kg/kmol，V.m2105.92kg/kmol,L.m2958.134kg/m3V.m23.811kg/m3液相质量流量:L2L.m1L'98.520.02512.473kg/s汽相质量流量：V2V.m2V'105.920.02522.669kg/s液相体积流量：LS2L22.4732.581103m3/sL.m2958.134汽相体积流量：VS2V22.6690.700m3/sV.m23.811塔径的计算与选择（1）精馏段 初选塔板间距HT 0.35m及板上液层高度hL 0.05m，则：HT hL 0.35 0.05 0.30m史密斯关联图按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）Ls0.50.0008580.5XL876.720.0213Vs0.6892.99VYHThL0.3故：C200.01620.0684X0.181Y0.0162X20.139XY0.185Y20.08490.20.2负荷因子C精C20m0.084920.9930.08572020泛点气速：umax精 C精 L。m1 V.m1 / V,m1 0.0857 876.72 2.99/2.99 1.465m/s操作气速取u精0.7umax精1.025m/s精馏段的塔径D1 4Vs1/ u精 4 0.689/3.14 1.025 0.925m为加工方便，圆整取D1 1000mm塔截面积D1212T==244=0.785m实际空塔气速U1=Vs1=0.689=0.878m/sAT 0.785200.0849（2）提馏段C故C提C20(')0.20.0849(19.472)0.20.0844m2020umax提0.0844960.1353.4471.406m/s3,447u提0.7umax提0.71.4060.984m/s提馏段的塔径D24Vs2/u提40.700/3.140.9840.906m为加工方便，圆整取D21000mm塔截面积D2212T===0.785m244实际空塔气速U2=Vs2=0.700=0.891m/sAT 0.785经计算塔径D选取为1m5.2塔体有效高度的计算每隔8个隔板开一个人孔，共开3个孔，人孔公称直径500mm.精馏段的有效塔高Z1Z1 Np1 1HT 14 1 0.35 4.90m提馏段有效塔高Z2Z2=(NP2-1)HT=(12-1) 0.35=3.85所以：Z=Z1+Z2+50.5=10.25m5.3塔总体高度计算计算公式如下：H Z npHP nFHF HB HD H1 H2塔顶封头本设计采用椭圆形封头，有公称直径DN=1000mm，查表得曲面高度h1 250mm，直边高度h2 40mm，内表面积A=1.2096m2，容积V 0.1623m3，则封头高度H1 h1 h2 250 40 290mm塔顶空间设计中取塔顶间距HD 2HT 2 0.35 0.70m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.0m。塔底空间塔底空间高度HB是指从塔底最下一层塔板到塔顶封头的底边处距离，取釜液停留时间为5分钟，取塔底液面至最下一层塔板之间的距离为1.5m。则：HB塔釜贮液量-封头容积tLs260V1.51.51.75m塔横截面积AT人孔对D 1000mm的板式塔，为安装、检修方便，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔中共有26块塔板，需设3个人孔，每个人孔的直径为500mm，在设置人孔处塔板间距HPmm。600进料板处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处间距HF 800mm。裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：Dbi(1000216)(0.2~0.6)103623mm基础环外径：Dbo(1000216)(0.2~0.6)1031432mm圆整后：Dbi700mmDbi1600mm考虑到再沸器，取裙座高H23m塔体总高度HZnpHPnFHFHBHDH1H2=10.25+3×0.6+1×0.8+1.75+1+0.29+3=18.89m5.4塔的接管进料管进料管的结构类型有很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下；dF

4V

Sπu

F泵送料液入塔时，uF取1.5~2.5m/s,取uF=1.6m/s,ρ=933.49kg/m3LF,mVS360051070.00207m3/s30024933.49dF40.0020740.6mm3.141.6查标准系列选取规格503.5的热轧无缝钢管。回流管采用直管回流管，强制回流（用泵输送回流液时）uR取1-2.5m/s,取uR 1.6m/s0.7534dR819.9527mm1.6查标准系列选取323规格的热轧无缝钢管塔底出料管采用直管出料管，取uW1.6m/s40.017178.11dW982.7833mm1.6查标准系列选取φ40×2.5规格的热轧无缝钢管。塔顶蒸汽出料管采用直管出气，取uV20/sm40.69210mmdV20查标准系列选取22510规格的热轧无缝钢管塔底蒸汽进气管采用直管进气，取uV'23m/sdV'40.700197mm23查标准系列选取20010规格的热轧无缝钢管塔板工艺结构尺寸的设计与计算6.1溢流装置采用单溢流型的弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长（出口堰长）lw取lw0.66查表得Af0.0772DAT求得lw 0.66D 0.66 1 0.66m出口堰高hwhw hL how2/3对平直堰how 0.00284ELh/lw选用平直堰，堰上液层高度，近似取E=1，则精馏段堰上高度：how0.00284ELs13600/lw2/30.0028410.0008583600/0.662/30.00795m0.006溢流堰高hwhLhow0.050.007950.04205m提馏段：how0.00284ELs23600/lw2/30.0028410.002583600/0.662/30.0166m0.006溢流堰高hwhLhow0.050.01660.0334m降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D0.66，由图得W/D0.168,Af/A0.0772，即：dTWd0.168m，Af0.07720.7850.0606m2。液体在降液管内的停留时间精馏段： AfHT/Ls1 0.0606 0.35/0.000858 24.72s 5s（满足要求）提馏段： AfHT/Ls2 0.0606 0.35/0.00258 8.22s 5s（满足要求）降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为 0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速uo0.036m/s，则有：精馏段：hoLs10.0008580.036m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）lwuo0.660.036提馏段：Ls20.002580.109mholwuo0.660.036（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）6.2塔板布置开孔区面积Aa取边缘区宽度Wc 0.035m，破沫区宽度 WS 0.065mAa2xR2x2R2sin1x180R20.2970.46520.29720.4652sin10.2971800.4650.512m2式中：xD/2WdWs0.50.1680.0350.297mRD/2Wc0.50.0350.465m开孔数n和开孔率φ取筛孔的孔径

do

3mm

，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度

δ

3mm

，且取t/do

3.0。故孔心距t

3 3

9mm。每层塔板的开孔数n11581031158103（孔）t2Aa920.5127319每层塔板的开孔率0.9070.90710.08%（φ应在5~15%，故满足要求）t/do232每层塔板的开孔面积AoφAa0.1011.3040.132m2气体通过筛孔的孔速精馏段：uo1Vs1/Aa0.689/0.10080.51213.35m/s提馏段：uo2Vs2/Aa0.700/0.10080.51213.56m/s塔板上的流体力学验算7.1气体通过筛板压降hp和pp的验算hp hc hl hσ精馏段：气体通过干板的压降hc2uo1Vhc0.051CoL式中C00.6700.115X120.0628X1X220.514X20.228X10.441X2X1/d04/3（取塔板厚度为4mm）X2A0/(ATAf)0.0714求得C0=0.968uo1213.352hcV，m12.990.0331m0.0510.051CoL，m10.968876.72气体通过板上液层的压降hlFauaV,m1=1.644⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯1ua1VS10.951m/s⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯2ATAf00.971-0.355Fa0.0757Fa2⋯⋯⋯⋯⋯.31、2、3式联立得hl 0hL=0.592×0.05=0.0296m气体克服液体表面张力产生的压降hσ4m420.993103h876.729.810.00325mL，m1gdo0.003液柱高度hp和气体通过筛板的压降（单板压降）pphp hc hl h 0.0331 0.0296 0.00325 0.0659mpp L，m1ghp 876.72 9.81 0.0659 566.48Pa＜0.7kPa故设计合理。提馏段：1.气体通过干板的压降hchc 0.051

2uo2 V,m2Co L,m2

205113.563.8110.0398m0.968958.134气体通过板上液层的压降hlVS20.966m/s⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯⋯1ua2AfATFa ua V,m2=1.88