设计一座苯氯苯连续板式精馏塔.doc

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务
一．设计题目
设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t，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%）。矚慫润厲钐瘗睞枥庑赖。
二．操作条件
1.塔顶压强4kPa（表压）；
2.进料热状况，自选；
3.回流比，自选；
4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；
5.单板压降不大于0.7kPa；
三．塔板类型
筛板或浮阀塔板（F1型）。
四．工作日
每年300天，每天24小时连续运行。
五．厂址
厂址为天津地区。
六．设计内容
1.精馏塔的物料衡算；
2.塔板数的确定；
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5.塔板主要工艺尺寸的计算；
6.塔板的流体力学验算；
7.塔板负荷性能图；
8.精馏塔接管尺寸计算；
9.绘制生产工艺流程图；
10.绘制精馏塔设计条件图；
11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；
12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。
七．设计基础数据
苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8
×0.133-1kPa
苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
其他物性数据可查有关手册。

设计方案
一．设计方案的思考
通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。聞創沟燴鐺險爱氇谴净。
二．设计方案的特点
浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合 塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。
三．工艺流程
原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热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至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。酽锕极額閉镇桧猪訣锥。

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书
一．设计方案的确定及工艺流程的说明
本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。

二．全塔的物料衡算
（一）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 kg/kmol和112.61kg/kmol。

（二）平均摩尔质量
MF ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol

（三）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：W′＝50000t/a＝6944.4kg/h，全塔物料衡算：謀荞抟箧飆鐸怼类蒋薔。
F′＝D′＋W′
0.38F′＝0.02D′＋0.998W′
F′＝18865.6kg/h F＝18865.6/88.39＝213.44kmol/h厦礴恳蹒骈時盡继價骚。
D′＝11921.2kg/h D＝11921.2/78.59＝151.69kmol/h茕桢广鳓鯡选块网羈泪。
W′＝6944.4kg/h W＝8944.4/112.5＝61.73kmol/h

三．塔板数的确定
（一）理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：
1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取
依据，，将所得计算结果列表如下：
表3-1 相关数据计算
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0
y
1
0.913
0.785
0.614
0.376
0.071
0
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。鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。
2.确定操作的回流比R
将表3-1中数据作图得曲线。

图3-1 苯—氯苯混合液的x—y图
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2倍，即：
求精馏塔的汽、液相负荷
L=RD=0.548×151.69=83.13 kmol/h
V=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82 kmol/h
L′=L+F=83.13+213.44=296.57 kmol/h
V′=V=234.82 kmol/h
3.求理论塔板数
精馏段操作线：
提馏段操作线：

提馏段操作线为过和两点的直线。

图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。
（二）实际塔板数
1.全塔效率
选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。籟丛妈羥为贍偾蛏练淨。
塔的平均温度为0.5×(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。預頌圣鉉儐歲龈讶骅籴。

2.实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段：块，取块
提馏段：块，取块
总塔板数块。

四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
（一）平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
平均压强
（二）平均温度
依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。
塔顶温度80℃
加料板88℃。
℃
（三）平均分子量
塔顶： ，（查相平衡图）

加料板：，（查相平衡图）

精馏段：

（四）平均密度
1.液相平均密度
表4-1 组分的液相密度（kg/m3）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130

苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 ： 推荐：
氯苯 ： 推荐：
式中的t为温度，℃
塔顶：

进料板：

精馏段：
2.汽相平均密度

（五）液体的平均表面张力
附： 表4-2 组分的表面张力（mN/m）
温度，（℃）
80
85
110
115
120
131

苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
双组分混合液体的表面张力可按下式计算：
（为A、B组分的摩尔分率）

计算得，塔顶：；（80℃）

进料板：；（88℃）

精馏段：
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：
（氯苯的临界温度：）
（六）液体的平均粘度
塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：

加料板：
精馏段：
五．精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率
汽相体积流量
汽相体积流量
液相回流摩尔流率
液相体积流量
液相体积流量
冷凝器的热负荷
六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
（一）塔径
1.初选塔板间距及板上液层高度，则：

2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速：
m/s
3.取安全系数为0.7，则空塔气速为

4.精馏段的塔径

圆整取，此时的操作气速。
5.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔，其高度为600mm
故精馏塔的高度为
2.25+4.5+0.6=7.35m
（二）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）
取
堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
（2）出口堰高

对平直堰
由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：
（满足要求）

（3）降液管的宽度和降液管的面积
由，查化原下P147图11-16得，即：
，，。
液体在降液管内的停留时间
（满足要求）
（4）降液管的底隙高度
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，则有：
（不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）
2.塔板布置
（1）边缘区宽度与安定区宽度
边缘区宽度：一般为50~75mm，D >2m时，可达100mm。
安定区宽度：规定m时mm；m时mm；
本设计取mm，mm。
（2）开孔区面积

式中：

3.开孔数和开孔率
取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。
每层塔板的开孔数（孔）
每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速
（三）筛板的流体力学验算
1.塔板压降
(1)由查图5-10得=0.772

(2)气体通过液层的阻力由下式计算

m/s

查表5-11，得β=0.57.

（3）液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力 由下式计算

气体通过每层塔板的液柱高度为

气体通过每层塔板的压降为
（满足工艺要求）
2.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带

式中：=2.5×0.06=0.15

在本设计中液沫夹带量在允许范围中。
4.漏液
漏液点的气速

筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）
5.液泛
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度
苯—氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5

而
板上不设进口堰，则

成立，故不会产生液泛。
七．塔板负荷性能图
1.液沫夹带线（1）
以气为限，求关系如下
（7-1）
式中：

将已知数据代入式（7-1）

（7-2）
在操作范围内，任取几个值，依式（7-2）算出对应的值列于下表：
表7-1

0.0005
0.005
0.01
0.015
0.02

4.396
3.929
3.579
3.286
3.024
依据表中数据作出雾沫夹带线（1）
2.液泛线（2）
（7-3）

（7-4）
在操作范围内，任取几个值，依式（7-4）算出对应的值列于下表：
表7-2

0.0005
0.005
0.01
0.015
0.02

3.385
3.069
2.675
2.11
1.1
依据表中数据作出液泛线（2）
3.液相负荷上限线（3）
以
（7-5）
4.漏液线（气相负荷下限线）（4）

漏液点气速

整理得：
（7-6）
在操作范围内，任取几个值，依式（7-6）算出对应的值列于下表：
表7-3

0.0005
0.001
0.01
0.015

0.63
0.65
0.87
0.96
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m，。

（7-7）
图7-1精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。
Vs,max=3.17m3/s
Vs,min=0.65m3/s
故操作弹性为：=4.88
筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
平均温度tm，℃
84
2
平均压力Pm，kPa
107.4
3
气相流量Vs，(m3/s)
1.804
4
液相流量Ls，(m3/s)
0.00229
5
实际塔板数Np
17
6
有效段高度Z，m
7.35
7
塔径D，m
1.542
8
板间距HT，m
0.45
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
平顶弓形
11
堰长lw，m
0.96
12
堰高hw，m
0.0481
13
板上液层高度hL，m
0.06
14
堰上液层高度how，m
0.0119
15
降液管底隙高度ho，m
0.0298
16
安定区宽度Ws，m
0.1
17
边缘区宽度Wc，m
0.06
18
开孔区面积Aa，m2
1.408
19
筛孔直径d0，m
0.005
20
筛孔数目n
7228
21
孔中心距t，m
0.015
22
开孔率φ，%
10.1
23
空塔气速u，m/s
0.9665
24
筛孔气速u0，m/s
12.70
25
稳定系数K
2.04
26
每层塔板压降△Pp，Pa
690
27
负荷上限
液泛控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带eV，（kg液/kg气）
0.011
30
气相负荷上限Vs,max，m3/s
3.17
31
气相负荷下限Vs,min，m3/s
0.65
32
操作弹性
4.877

设计评述
一．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。擁締凤袜备訊顎轮烂蔷。
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。贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。
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。坛摶乡囂忏蒌鍥铃氈淚。
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。蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。
二．操作条件的确定
结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。
1. 操作压力
精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中要求分离的苯-氯苯物系，应采用常压操作。買鲷鴯譖昙膚遙闫撷凄。
2. 进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。因此，本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。綾镝鯛駕櫬鹕踪韦辚糴。
3. 加热方式
精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。所以，本设计中采用间接蒸汽加热。驅踬髏彦浃绥譎饴憂锦。
4. 冷却剂与出口温度
冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。综合考虑经济成本，本设计用常温水作冷却剂。猫虿驢绘燈鮒诛髅貺庑。
5. 热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。锹籁饗迳琐筆襖鸥娅薔。

设计感想
作为一名制药专业大三的学生，一直进行着基础课程的学习，《化工原理》就是其中一门工科类的基础课程，它更偏向于实际生产的运用，而我们学习的都是书本上的理论知识，对实际工业生产中设备的设计与计算并不熟悉，这次的课程设计就给了我们一次把书本中的知识联系到实践中去的机会，通过这次课程设计使我充分认识到化工原理课程的重要性和实用性，也让我明白了书本上学习到的知识只是实际应用中的皮毛而已，有更多的实际生产问题是书本上的理论解决不了的。構氽頑黉碩饨荠龈话骛。
化工原理课程设计的主要内容是进行有关工艺计算与设备的结构设计，还要求画出工艺流程图和设备主要构型图，它与一般的习题、大作业有着明显的不同，因为它涉及的知识范围更广，要求更高。资料、数据的收集，流程方案的确定，操作参数的选择，工艺和设备的计算等，单凭所学教科书是难以解决的，它要求设计小组中每个成员均要去查阅一定的资料、文献，并结合在化工原理课程中所学习过的理论知识及已修课程(如化学，物理化学，工程制图、分离技术等)的基础之上做综合运用。经过了为期数周的课程设计，可以说已经饱尝了辛酸与喜悦共进的滋味。輒峄陽檉簖疖網儂號泶。
这次课程设计使我对精馏原理及其操作各方面有了较深入的了解并且参与了设计之后才知道，要设计好一个设备光是书上的公式还不够，还要查阅一些专门的手册和一定的实践经验，否则设计出来的设备仅仅是图纸而已，根本不能用于工业生产。在老师和同学的帮助，我们及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和灵活整合运用知识的能力 。虽然整体设计我基本满意，但由于缺乏经验难免会有不足之处，请老师批评指正。尧侧閆繭絳闕绚勵蜆贅。