苯-氯苯分离精馏塔设
计
二、设计方案的确定
1.操作压力：
蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2.进料状况：
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。
3.加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。
5.热能利用
蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。
三、精馏塔的工艺计算和论叙
（一）精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
78.11/A M kg kmol
=苯的摩尔质量：
0.4/78.11
0.49
0.4/78.110.6/112.63F x =
=+
0.97/78.11
0.98
0.97/78.110.03/112.63D x ==+
0.03/78.11
0.04
0.03/78.110.97/112.63W x ==+ 2、相对挥发度α的计算：
①、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：
②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表： 计算公式为：
0B A B P P X P -=
；
0A A
A P X Y P =
③、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度： 计算公式为：
理想状态下相对挥发度：
(1)
(1)A A A A Y X Y X α-=-00
A B P P α=或
④计算苯的平均相对挥发度：
苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。
α= ≈4.41
3、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：
0.49*78.11(10.49)*112.6395.72/F M kg kmol =+-= 0.98*78.11(10.98)*112.6378.80/D M kg kmol
=+-= 0.04*78.11(10.04)*112.63111.25/W M kg kmol
=+-=
4、物料衡算：
原料处理量：F ＝5000/95.75＝52.24kmol/h 总物料衡算：52.24＝D+W
苯物料衡算：52.24*0.49＝0.98*D+0.04W 联立求解得:D ＝25.01kmol,W=27.23kmol/h
（二）塔板数的确定 1、理论板层数的求取
苯－氯苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。 （1）、求最小回流比及操作线回流比。 进料状态的选择：饱和液体进料（q ＝1）。
进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q ＝1），气液混合进料（1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0).。基于工程和经济得综合考虑，这里选择饱和液体进料，其主要原因是： A 、保证塔的操作稳定 B 、避免季节气温的影响
C 、为使精、提馏段保持相同的路径，便于制造。
已设：饱和液体进料（q=1）,则： 4.41*0.490.811(1)1(4.411)*0.49
p F p p p x x x y x αα===+-+-?????＝＝0.49
min 0.980.81
0.530.810.49
D p p p
x y R y x --=
=
=--
根据作图（1－5）和吉利兰关联图法综合得：R=2Rmin 为最理想选择。 用逐板法计算理论板数如下：
a 、求精馏段得气液相负荷
26.51/51.52/78.75/51.52/kmol h kmol h kmol h kmol h
====D '
'L ＝R V ＝(R+1)R L ＝L+F V ＝V
''0.5140.4761.3570.014D W x x x x x x +=+-=+'''b 、精馏段操作线方程：L D
y=V V
提馏段操作线方程：
L W
y=V V
c 、逐板法计算如下：
11223344550.980.9174
0.94750.80360.88900.64490.80750.48750.490.6475D y x x y x y x y x y x ==????→=??????→=????→=??????→=????→=??????→=????→=
如上图得：总理论板数T N =7；进料板位置4F N =;
3/3/0.5264/4/0.528
T T N E N E =====精提精馏段实际板数:＝提馏段实际板数:
（三）计算操作温度： a 、塔顶温度:t D , 已知p=(101.325+4)kpa =105.325kpa =791.92mmHg
x 1＝0.92，苯的沸点80.10C, 氯苯的沸点131.80C 设t=1000C,
查表得P A 0=1350mmHg, P B 0=293mmHg,
x a =(791.92-293)/(1350-293) =0.472<0.92 设t=900C,
查表得P A0=1025mmHg,
P B0=205mmHg,
x a=(791.92-205)/(1025-205)
=0.716<0.92
设t=800C,
查表得P A0=760mmHg,
P B0=148mmHg,
x a=(791.92-148)/(760-148)
=1.052>0.92
作图内插法得（如图6）：t D=82.90C
00
000
000
0(105.3250.7*6)/0.133823.500.49
100,1350,293
823.50293
0.5020.49
1025293
90,1025,205823.50205
0.7540.49
1025205
110,1760,400823.504F
F A B A A B A A B A b t P mmHg x t C P P x t C P P x t C P P x =+=====-=
=>-===-=
=>-===-=
、进料板温度：设设设000
0.3110.49
1025400
F t C =<-作图内插法得：＝100.6000000000(105.3250.7*14)/0.133865.600.04
100,1350,293865.60293
0.5420.04
1350293
130,2480,719865.60719
0.0690.04
2840719
131.8,2900,760w
A w w A
B A w A B A w A B A t P mmHg x x t
C P P x t C P P x t C P P x =+======-=
=>-===-=
=>-===c 、塔底温度：设设设0000000865.60760
0.0490.49
2900760
110,1760,400865.60400
0.342
1760400
120,2250,543865.60543
0.189
2250543
w A B A w A B A w t C P P x t C P P x t C -=
=<-===-=
=-===-=
=-设设作图内插法得：＝133.1
综上所述：
0)(82.9100.6)/291.9D F m t t t C +=+=精＝（0)(133.1100.6)/2116.8W F m t t t C
+=+=提＝（
11.0.980.920.490.810.040.16
D F F W W d y x x x y x y ==????→==????→==????→=相平衡方程
相平衡方程相平衡方程平均摩尔质量的的计算：
0.980.16*78.110.84*112.63*78.110.02*112.6378.80/0.92*78.810.08*112.6380.87/0.81*78.110.19*112.6384.67/0.49*78.110.51*112.6395.72/0.16*78.110.VDm LDm VFm LFm VWm M kg kmol M kg kmol M kg kmol M kg kmol M =++==+==+==+==+84*112.63107.11/0.04*78.110.96*112.63111.25/LWm kg kmol M kg kmol
==+=
78.8084.67(80.8795.72)/288.30/Vm Lm M kmol M kg kmol ++=精精精馏段平均摩尔质量：
＝（）/2＝81.74kg/＝
84.67107.11295.89/(95.72111.25)/2103.48/Vm Lm M kg kmol M kg kmol
+==+=提提提馏段平均摩尔质量
=（）/ 3
3
.105.325109.525109.525115.125 2.893/3.322/Vm Vm m Vm Vm m e M kg m RT M kg m RT ρρ++m 精m 提m 精精精精
m 提提提提
平均密度计算：
精馏段平均压力：P ＝（）/2=107.422kPa P ＝（）/2=112.325kPa P 精馏段气体密度：＝
＝P ＝
＝033033033
1//)
82.9813.4/1035.7/100.6792.3/1017.4/133.1753.4/981.7/Lm i i D B F B W B a t C kg m kg m t C kg m kg m t C kg m kg m ρρρρρρρρ=∑=========A A A 液体的平均密度：（时（时（时（
3
3
3
1
833.1/0.89/0.11/1
913.6/0.40/0.60/1
972.9/0.03/0.97/LDm A B
LFm A B
LWm A B
kg m kg m kg m ρρρρρρρρρ=
=+==+=
=+所以33
00(833.1913.6)/2873.4/(972.9913.6)/2943.2/.)
82.921.02/.25.98/0.92*21.020.08*25.9821.42/100.617.00/.22.40Lm i i D A B LDm F A B kg m kg m f x t C mN m mN m
mN m
t C mN m mN ρρσσσσσσσ+=+==∑====+====Lm 精Lm 提所以精馏段平均密度：
＝＝液体的平均张力：（时：时：0/0.49*17.000.51*22.4018.22/133.115.00/.20.10/0.04*15.000.96*20.1019.90/LFm W A B LWm m
mN m
t C mN m mN m
mN m
σσσσ=+=====+=时：
18.2221.42/18.2219.90/Lm Lm mN m
mN m
σσ++精提所以：＝（）/2＝19.82＝（）/2＝19.06
g.气液相的体积
33351.52*81.74
0.404/36003600*2.893
26.51*88.30
/36003600*873.4'51.52*95.89
0.413/36003600*3.322
'78.75*103.48
36003600*94vm s vm Lm s Lm vm s vm Lm s Lm vM v m s
LM L m s
v M v m s
L M L ρρρρ精精精
精-4精精
提
提提
提提提
对精馏段：＝＝
＝＝
＝
＝7.44*10对提馏段：＝＝
＝＝
＝
3/3.2
m s
-3＝2.37*10
（四）.塔体工艺尺寸的计算: 1. 精馏段塔径计算:
41/21/2
7.44*10*3600873.4()*()0.03200.404*3600 2.893h L h v L v ρρ-== 因为塔径和板间距的关系如下表:
1.6
2.0
若取: H T =0.41m,h L =0.06(一般h L 0=0.050.08) H T －h L =0.41-0.06=0.35mm 查图(1-1)得:C 20=0.075
C=C 20*(l σ/20)0.2=0.075×(19.82/20)0.2=0.0749
max u 1.299
/m s == 取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为: u=0.7×
1.099=0.909m/s
0.752D m =
==,不在0.8m 1.6m 范围,不符合
若取:H T =0.36m, h L =0.06m H T -h L =0.30m 查图(1-1)得:C 20=0.062 C=C 20*0.2(
)20
l
σ=0.062×
(19.82/20)0.2=0.0619 max u 1.074/m s == u=0.7*1.074=0.752m/s
0.827/D m s =
== 经标准圆整后:D=0.8m
222
T max A *0.80.5034
4
0.4040.803/0.750.503
D m m s u π
π
=
=
====s T V 实际空塔气速为：u=符合
A
1/22*3600943.2(0.09670.413*3600 3.3220.41,0.060.050.08)
0.410.060.35L v T L T L H m h m H h mm
ρρ===-=-=-31/2
h h L 、提馏段塔径的计算：
L 2.37*10）＝（）＝V 若取：（一般取h
0.20.2
20max
0.06819.06()0.068*()0.0673
2020 1.132/l
C C u m s
σ=======20查图(1-1)得：C max 0.70.792/u u m s ==
0.815D m =
==
22
0.81
0.5034T D m
A D m π===经标准圆整后： max 0.413
0.821/0.725(0.503
m s u ===s T v 实际空塔气速为：u=
符合）
A （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： 1、溢流装置的计算： ①、
选择单溢流弓型降液管
原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体
流径较大，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2 m 的塔中广泛使用。工业上应用最广的降液管是弓型降液管。 ②、计算堰长l w : a 、精馏段：
0.7*0.80.56.0.7*0.80.56w w l m b l m
精提＝＝提馏段＝＝
2/3
2.84()10001w l ow h ow w
h h L Fransic h E l E =-=
③溢流堰高度：h 公式：一般取＝便可满足工业误差要求.即E=1
42/3
2.847.44*10*3600*1*0.008110000.56
600.060.060.00810.052m
mm m
m -===-=ow 精L w L ow a.精馏段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件
32/3
2.84 2.37*10*3600*1*0.01710000.56
600.060.060.0170.043m
mm m
m -===-=ow 提L w L ow b.提留段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件 /0.70.094,/0.158w d L D W D ===d f
f
T
④弓型降液管宽度W 和截面积A A 查图（1-2）得
A
2.*0.0940.503*0.0940.0473f T a A A m ===精馏段：
*0.1580.8*0.1580.126d W D m ===
4
36003600*0.047*0.36
22.8953600*7.44*10
f T
h
A H s s L θ-=
=
=>故符合 23
*0.0940.503*0.0940.0473*0.1580.8*0.1580.12636003600*0.043*0.41
6.9753600*2.37*10f T d f T
h
A A m W D m
A H s L θ-======
=
=>b.提馏段：＝故符合
.:
6,0.0520.0060.046,0.0430.0060.037,
mm m m --00w 0精0提⑤降液管底隙高度h 因为降液管底隙高度为h 应低于出口堰高度h 才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于所以：
h ＝＝h ＝＝
50mm ='w 又因塔径大于0.6m,所以采用凹形受液盘，深度h
2. 塔板布置。 （1）.塔板的分块.
0.8 1.2,m D m ≤≤因故采用分块板式塔板。查下表
2000 得塔板分为3块
（2）边缘区宽度的确定。
,70100,'50100s s w mm w mm
=
=一般情况下：而对于小直径的塔板的塔（D<1m),因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：
,0.052350.035.(3050,5070)
s s c w w m
w mm m mm mm =
===小塔大塔
对于提馏段：
,'0.075600.06s s c w w m w mm m
====
（3）开孔区面积计算:2
12(sin )180a r x A r
π-= 21
2
()1/2*0.8(0.1260.052)0.2222
1/2*0.80.0350.3652
0.3650.222sin 0.3031800.365d s c a D
a x W W m D
r W m A m π-=--=-+==
-=-==+=、精馏段：故： 212
()1/2*0.8(0.1260.075)0.1992
1/2*0.80.0600.342
0.340.199sin 0.2541800.34
d s c a D
x W W m D
r W m A m π-=-+=-+==
-=-==+=b 、提留段：故：
（4）筛板孔的计算及其排列：
因苯－氯苯系腐蚀性，可用炭钢板，取δ＝3.5m ， 0d =4mm,采用正三角形排列。
孔中心距：t=30d =3*4=12mm=0.012,孔数目为n
221.155 1.155*0.303
2430.3124310.012a A a t =
==≈、精馏段：n 个个 2000.97)10.1%a A d A t
φ=
==开孔率（ 气体通过阀孔的气速：
000.40413.20/0.101*0.303
S V u s A =
== b 、对提馏段：n=
2
1.155 1.155*0.254
2037.320380.122a A t
===个个 开孔率：φ22004
=
0.907*()0.907()10.1%12
a A d A t === 000.41316.099/0.101*0.25
s V u m s A =
== 四、筛板的流体力学验算。
1．塔板压降
（1）.平板阻力000.051()()V
c L
u h c ρρ= 由
4/3.5 1.143d δ==.查图（1-3）
00.81c =故有：
2213.2 2.893
0.051*0.04490.8187304
16.099 2.893
0.051*0.070960.81943.2
c c h m h m 精提＝（）（）＝液柱
＝（）（）＝液柱
（2）.气体通过液层的阻力l h 的计算：l h ＝L h β 对精馏段: 0.404
0.8860.5030.0473
s a v u =
==--T f A A m/s
1/2
1/2
1.507Kg
F u
sm
===
查图表得: β=0.56
故
l
h＝
L
hβ＝0.56*0.06＝0.0336m液柱
对提馏段：
0.413
0.906/
0.5030.0473
s
a
v
u m s
===
--
T f
A A
1/2
1/2
1.651
a
Kg
F u
sm
===
查图表得: β=0.57
故
l
h＝
L
hβ＝0.57*0.06＝0.0342m液柱
(3) 液体表面张力的阻力h
σ
计算：
4
l
l
h
gd
σ
σ
ρ
=
对精馏段：
3
3
44*19.82*10
2.313*10
873.4*9.81*0.004
l
l
h m
gd
σ
σ
ρ
-
-
===液柱
对提馏段：
4
l
l
h
gd
σ
σ
ρ
=＝
3
3
4*19.82*10
2.060*10
943.2*9.81*0.004
m
-
-
=液柱
综上（1），（2），（3）得：
p c l
h h+h+h0.04490.03360.0023130.0808m
σ
==++=
对精馏段：液柱
0.0808*873.4*9.81692.300.7(
p p l
p h g pa kpa
ρ
?==<
＝设计允许值）p c l
h h+h+h0.07960.03420.0020600.07459m
σ
==++=
对提留段：液柱
0.07459*943.2*9.81690.160.7(
p p l
p h g pa kpa
ρ
?==<
＝设计允许值）
2、液相落差：对于筛板塔，液面落差很小，且苯设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面误差的影响。
3、液沫夹带：
6
3.2
6 3.2
3
5.7*10(
). 2.5*0.060.155.7*100.8860.00288//19.82*100.360.15
.a
v L
T f
f v v u e H h a h m
Kg Kg Kg Kg b σ---=
-=L 对精馏段：＝2.5h ＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。对提馏段：
6 3.2
3
2.5*0.060.155.7*100.9060.0162//19.06*100.410.15
f L v h h m
Kg Kg Kg Kg --=＝2.5＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－ v 故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。
4、漏液.
对筛板塔漏液气速：
4.4.c a ==0min 0min u 对精馏塔：u 6.520/13.20/m sL m s =<=0u
稳定系数: 13.20
2.02 1.56.520
k =
==>00min u u 故在精馏段无明显漏液。
b.
对提馏段：=0min u 6.385/16.099/m sL m s =<=0u
稳定系数：16.099
2.52 1.56.385
k =
==>00min u u 故在提馏段无明显漏液。
5、液泛：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应该服从以下关系：
()0.50.360.0520.412T w d p L d
H h m H ?++ a 、对精馏塔：＝（）＝液柱而：＝h ＋h ＋h
因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：
433
607.44*100.153()0.153() 3.686*100.56*0.046
s d w L h m l h --===液柱
60.08080.06 3.686*100.1408d H m -++≈＝液柱
()d T w H H h ?<+所以符合，故在精馏段无液泛现象。
333
404()0.50.410.0430.4532.37*100.153()0.153() 2.290*100.56*0.0370.074590.06 2.290*100.1348()T w d p L d
s d w d d T w H h m H L h m l h H m H H h ??---++===++≈<+ b 、对提馏段：＝（）＝液柱 而：＝h ＋h ＋h 液柱
＝液柱所以符合，故在提馏段无液泛现象。
五、塔板负荷性能图：
1、漏夜线：
2/3.min 04.4 2.84,,()
1000s h L w ow ow w
c V L h h h h E A l ==+=0min 0min u u ＝
.min 04.4*s V C A 得：＝
.min . 4.4*0.81*0.101*0.303*s a V ==、对精馏段：
操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：
.min s =
操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：
2、液沫夹带线：
0.1/v s e kg kg V =以液气为限，求－L 关系如下：
2.1940.5030.0473
v f
s s
s
f e H h V V V A A σ=-==---6
3.2
a L
T a T u 5.7*10（
）
u ＝
2.5 2.5()f L w ow h h h h =+＝
a 、对精馏段：w h =0.052
2/32/336002.84
*1*()0.9810000.56
s ow s L h L =
= 故h 2/3*f s L ＝0.13+2.45
2/32/3
6 3.232/30.360.13 2.450.23 2.452.1945.7*10()0.1/19.82*100.23 2.45T f S S
s v S
H h L L V e Kg Kg L ---=--=-==-液气
2/30.652 6.951s S V L -＝
操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：
b.对提馏段：w h =0.043
2/3
2/32.843600*1*()0.9810000.16
ow s h L =
= 故：h 2/3*f s L ＝0.11+2.45
6 3.2
32/3
2.1945.7*10()0.1/19.06*100.30 2.45s v S
V e Kg Kg L --==-液气 2/30.841 6.867s S V L -＝
列表操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表计算得:
3、液相负荷下限线：
对于平直堰，取堰上液层高度ow h ＝0.006m 作为最小液体负荷标准。
ow h ＝
2/3
36002.84()0.0061000s w
L E m l = 3/23min 0.06*10000.56
1(
)0.00048/2.843600
s E L m s ===取时
4、液相负荷上限线：
以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间为下限.即θ＝4f T s
A H L =
=，故：
a.对精馏段：3max 0.0473*0.36
0.00426/44f T s A H L m s =
=
=
b.对提馏段：3max 0.0473*0.41
0.00485/4
4
f T s A H L m s ==
=
5、液泛线：
令 )d T w H H h ?
=+（
摘要 近年来，二甲醚已成为国际石油替代途径与新型二次能源的热点课题，引起各国关注与重视。 二甲醚的制备主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种。与传统的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工艺经济更加合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到纯度较高的二甲醚产品。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。精馏塔采用浮阀塔，塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用水蒸气蒸汽加热，以提供足够的热量。通过计算得出理论板数，塔效率，实际板数，进料位置，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径，有效塔高，筛孔数。通过筛板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：二甲醚分离三元体系精馏
Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section in the design of separation device ABSTRACT In recent years, DME has become an alternative channel of international oil and new secondary energy and hot topics, That aroused national concern and attention. Preparation of dimethyl ether mainly methanol dehydration and One-step synthesis. With the traditional methanol synthesis compared to synthesis of dimethyl ether, one-step synthesis of dimethyl ether process more rational economy, more competitive in the market and it is moving towards industrialization. Currently, synthesis gas to dimethyl ether is the latest technology Preparation of dimethyl ether. Compared with methanol dehydration, system of direct synthesis of DME as the existence of unreacted synthesis gas and carbon dioxide finished. If it want to get high purity dimethyl ether, more complicated separation process. Developed mainly in the separation process such as chemical absorption and distillation unit operation in the process of dimethyl ether with higher purity product. This design aimed at separating the distillation process for process design, separation of dimethyl ether, methanol and water ternary system. Design of distillation towers used valve. Use the whole top of the tower condenser cooling device used to accurately control the reflux ratio. Bottom of the column of steam heating by steam to provide sufficient heat. Obtained by calculating the number of theoretical plates, tower efficiency, the actual plate number, feed location. The main tower in the plate design and calculation of process dimensions derived column diameter, the effective tower, sieve number. Checking through the sieve of fluid mechanics, to prove that the indicator data are in line with standards to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible Keywords: DME separate ternary system distillation
苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书 1 2020年5月29日
苯-氯苯板式精馏塔工艺设计设计说明书
苯-氯苯分离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 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,泡点进料; 3.回流比,2R min; 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa(表压); 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日300天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据
文档仅供参考 1 2020年5月29日 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m) 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.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: 38 .01238.01 2??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。
课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2 设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯 淮海工学院专业设计报告书 题目： 50000吨/年炼厂液化气分离 工艺初步设计 系（院）：化学工程学院 专业：化学工程与工艺 班级： 姓名： 学号： 2013年12月20 日 设计任务书 班级：姓名：学号： 一、设计题目： 50000吨/年炼厂液化气分离工艺设计。 二、设计条件： 液化石油气 组分 wt% 乙烷 0.31 乙烯 0.02 丙烯 35.58 丙烷 8.46 正丁烷 7.51 异丁烷 14.66 异丁烯 12.08 丁烯-1 5.01 反丁烯-2 9.81 顺丁烯-2 6.55 异戊烷 0.01 总硫量 20~50ppm 水分饱和水 合计 100 丙烯： 分子式： C 3H 6 熔点(℃)： -191.2 沸点(℃)： -47.72 相对密度(水=1)： 0.5 相对蒸气密度(空气=1)： 1.48 饱和蒸气压(kPa)： 602.88(0℃) 性能： 主要成分：乙烯、乙烷、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 外观与性状：无色气体或黄棕色油状液体, 有特殊臭味。 闪点(℃)： -74 引燃温度(℃)： 426～537 爆炸上限%(V/V)： 33 爆炸下限%(V/V)： 5 健康危害：本品有麻醉作用。急性中毒：有头晕、头痛、兴奋或嗜睡、恶心、呕吐、脉缓等；重症者可突然倒下，尿失禁，意识丧失，甚至呼吸停止。可致皮肤冻伤。慢 性影响：长期接触低浓度者，可出现头痛、头晕、睡眠不佳、易疲劳、情绪不稳以及植物神经功能紊乱等。 环境危害：对环境有危害，对水体、土壤和大气可造成污染。 燃爆危险：本品易燃，具麻醉性。 危险特性：极易燃，与空气混合能形成爆炸性混合物。遇热源和明火有燃烧爆炸的危险。与氟、氯等接触会发生剧烈的化学反应。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。 特点： ①污染少。②发热量高。③易于运输。④压力稳定。⑤储存设备简单，供应方式灵活。 化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率） 物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计） 物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含： 方案选择和流程设计； 工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）； 主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图； （设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用 化工原理课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 工艺计算书 目录 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%）。 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 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 × 符号说明： a ——填料的有效比表面积，㎡/m3——填料的总比表面积，㎡/m3 a t ——填料的润湿比表面积，㎡/m3 a w ——塔板开孔区面积，m2 A a ——降液管截面积，m2 A f ——筛孔总面积，m2 A ——塔截面积，m2 A t ——流量系数，无因次 c C——计算umax时的负荷系数，m/s d ——填料直径，m d ——筛孔直径，m 0 D ——塔径，m D ——液体扩散系数，m2/s L D ——气体扩散系数，m2/s V e ——液沫夹带量，kg(液>/kg(气> v E——液流收缩系数，无因次 ——总板效率，无因次 E T F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2> ——筛孔气相动能因子， F g——重力加速度，9.81m/s2 h——填料层分段高度，m HETP关联式常数 ——进口堰与降液管间的水平距离，m h 1 h ——与干板压降相当的液柱高度，m液柱 c h ——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m d h ——塔板上鼓泡层高度，m f ——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 h l h ——板上清液层高度，m L ——允许的最大填料层高度，m h max h ——降液管的低隙高度，m ——堰上液层高度，m h OW h ——出口堰高度，m W ——进口堰高度，m h’ W h δ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱 三苯精馏分离工艺设计 “三苯”（焦油苯）精馏分分离工艺的国内外生产（技术）工艺现状： 据统计，1997年全球甲苯生产能力为1690万吨/年，同时消费1297万吨/年。2003年生产能力和需求量分别达1870万吨/年和1480万吨。我国1997年甲苯产量40.5万吨，同年消费量为79.5万吨。2000年甲苯生产能力上升到60万吨/年。2000年全球领二甲苯生产能力达到400万吨，我国2000年生产能力超过50万吨，从2000年到2005年全球领二甲苯需求的平均增长率约占4.2%。 我国粗笨精制加工企业有40多加，年加工能力70万吨左右。其缺点是单套加工能力小，工艺落后，产品纯度低，能耗高及污染严重，这些都是分散加工的原因造成的。 多年来，粗笨精制产品大幅度增产，但是在市场上供应缺口很大，仍然是短线产品。1998年中国纯苯消费量为141万吨，实际产量为136.1万吨，净进口数量为4.98万吨。1990年至1998年，8年间年均增长率为11%。2003~2005年中国存苯消费量以年均7%左右的速度增长，高于世界平均速度约3个百分点，市场缺口大约在7万吨左右。 在此背景下，发展一批加工能力大，工艺先进，产品质量高，能耗低及污染小的三苯分离装置对我国的发展很有必要。 本工艺技术的特点 蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发的不同并借助于多次不分汽化和部分冷凝达到轻，重组分分流的方法。整流操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要的地位。 蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。本设计的任务为分离苯—甲苯—二甲苯混合液。对于三元混合的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。该物系金属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔釜式用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 三苯精馏的技术依据 本设计的任务为分离苯—甲苯—二甲苯混合液。对于三元混合物的分离，应采用连续精馏流程。连续精馏具有生产能力达，产品质量稳定等优点。采用全凝器为主，以使于准确的控制回流比。利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分的分离。 - 专业课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 ： 学号： 指导老师： 时间： 目录 设计任务书 (2) 一．设计题目 (2) 二．操作条件 (2) 三．塔板类型 (2) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计容 (3) 七．设计基础数据 (3) 符号说明 (4) 设计方案 (8) 一．设计方案的确定 (8) 二．设计方案的特点 (9) 三．工艺流程 (9) 工艺计算书 (12) 一．设计方案的确定及工艺流程的说明 (12) 二．全塔的物料衡算 (12) 三．塔板数的确定 (13) 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (16) 五．精馏段的汽液负荷计算 (19) 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (20) 七．塔板负荷性能图 (25) 八．附属设备的的计算及选型 (28) 筛板塔设计计算结果 (38) 设计评述 (41) 一．设计原则的确定 (41) 二．操作条件的确定 (41) 参考文献 (44) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 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99.8%的氯苯10000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯为35%（以上均为质量分数）。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：0.506MPa(表压)； 5.单板压降：≤0.7kPa； 三．塔板类型 筛板或浮阀塔板（F1型）。 四．工作日 每年330天，每天24小时连续运行。 五．厂址 地区。 六．设计容 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 BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计 说明书 题目：年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续 精馏塔的设计 院（系、部）：化学工程系 姓名： 班级： 学号： 指导教师签名： 2015 年4 月12 日 摘要 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔 ABSTRACT Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve tower 吉林化工学院 PROII上机练习 题目：三苯精馏过程模拟计算 教学院石油化工学院 专业班级化工1204班 学生学号 12110432 学生姓名常月 指导教师刘艳杰 2015 年5月24日 任务： 1、处理量：13万吨混合芳烃/年 2、生产方法：精馏 3、生产时间：330天/年 4、原料组成见右表 5、饱和液体进料，塔顶采用全凝器 6、各塔产品质量指标 T0201(苯塔)：99.9%(苯)； T0202(甲苯塔)：99.5%(甲苯) 7、操作压力： T0201：171kPa T0202：191kPa 8、组分及原料组成（质量分数）：苯：45.5 甲苯：24.3二甲苯：30.2 要求： 1、完成全流程的简捷模拟计算； 2、完成全流程的严格模拟计算； 3、优化各塔进料位置，核算各塔的分离要求； 4、计算T0201塔塔顶冷凝器和再沸器公用工程的消耗量。 根据已知数据计算得出：F=（13×104×103）/(330×24)=16414.14kg/hr 双击图标启动软件，点击确认 新建文件后开始计算： 一、简捷计算： 1、选择单位： 点击：选择SI-SET1（国际单位制），并将温度从开尔文（K）改为摄氏度（℃）： 2、添加组分: 选择Most Commonly Used，选择Chemical Formula，并分别输入：C6H6、C7H8、C8H10，然后选添加： 3、热力学方程选择: 选择常用里的SRK方程 3、画流程图： 4、输入F物流数据： 点击Flowrate and Composition后，如下图： 首先将光标放在Total Fluid Flowrate框内，点击把mole单位改为mass单位，然后输入总流率为16414.14kg/hr 然后将光标放在原料组分里：也同样点击将mole单位改为mass单位，然后依次输入： 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日 课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 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/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 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.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 p（mmHg） 1.组分的饱和蒸汽压ο i 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3 ） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103 kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） 化工过程设 备设计 设计题目：设计一座处理苯——甲苯混合液的连续筛板式精馏塔设计人：旷天亮 班级：11级化工<3）班 学号：1120204009 设计时间：2018年12月 目录 课程设计任务书??????????????????2 第一章．设计概述??????????????????5 第二章．设计方案的确定及流程说明????????????????9 第三章.塔的工艺计算??????????????????12 第四章．塔和塔板主要工艺尺寸的设计????????????2?4 ??? （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定????????????.24 （2）塔板的流体力学验算????????????????????..27 （3） 塔板的负荷性能图 ??????? （4＞设计结果概要或设计结果一览表 ?? 第五章 .对本设计的评述和有关问题的分析讨论 化工原理课程设计二》任务书 （1＞ （一） 设计题目： 试设计一座苯 —甲苯连续精馏塔，要求进料量 5 吨/小时，塔顶馏出液中苯含量不低于 99%，塔底馏出液中苯含量不高于 2%，原料液中含苯 41%＜以上均为质量 %）。 ＜二）操作条件 ＜1）塔顶压强 4kPa ＜表压） ＜2）进料热状况气液混合进料 ＜液：气 =1：2） ＜3）回流比自选 ＜4）单板压降不大于 0.7kPa ＜三）设备型式 ： 筛板塔 ＜四）设备工作日 ：每年 330天，每天 24 小时连续运行 ＜五）厂址 ： 西宁地区 ＜六）设计要求： 1、 概述 2、 设计方案的确定及流程说明 3、 塔的工艺计算 4、 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 （1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定； .34 29 .33 苯-甲苯精馏塔的工艺设计 摘要 在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。70年代初能源危机的出现，突出了节能问题。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，此后的20多年间，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义。 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏装置有精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。热量从塔釜输入，物料在塔内进行精馏分离，余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走，为了减少热量，能量的损失，我们在进料前设置了节能器，把塔底热产品先与进料进行交换，然后在冷却。本文是筛板精馏塔及其预热的设计，分离摩尔分数为0.42的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量到达95％，塔底釜液摩尔分数为2％。 综合工艺操作方便、经济及安全等多方便考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，按照逐板计算求得理论板数为14。根据经验式算得全塔效率为0.50.塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为14。实际加料位置在第6板块。精馏段弹性操作为3.391。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 关键词：苯;甲苯;精馏塔 目录 摘要 (1) 目录 (2) 前言 (4) 1.文献综述 (5) 1.1苯 (5) 1.1.1苯的来源 (5) 1.1.2苯的物理性质 (6) 1.1.3苯的化学性质 (6) 1.1.4苯的工业用途 (6) 1.2甲苯 (7) 1.2.1甲苯的来源 (7) 1.2.2甲苯的物理性质 (7) 1.2.3甲苯的化学性质 (8) 1.2.4甲苯的作用与用途 (8) 1.3精馏塔的介绍 (10) 1.4精馏原理 (11) 1.5精馏技术的进展 (11) 2. 设计部分 (13) 2.1设计任务 (13) 2.2设计方案的确定 (13) 2.2.1装置流程的确定 (13) 2.2.2操作压力的选择 (14) 2.2.3进料热况的选择 (14) 课程设计说明书 题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 院(系): 化学化工学院 专业年级: 化学2012级 姓名: 王*** 学号: 121****** 指导教师: **副教授 2015年10月 目录 1绪论 (1) 2 设计方案确定与说明 (1) 2.1设计方案的选择 (1) 2.2工艺流程说明 (2) 3 精馏塔的工艺计算 (2) 3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 (3) 3.2.1精馏塔平均温度 (4) 3.2.2气、液相的密度的计算 (4) 3.2.3混合液体表面力 (6) 3.2.4混合物的黏度 (7) 3.2.5相对挥发度 (8) 3.2.6 气液相体积流量计算 (8) 3.3塔板的计算 (9) 3.3.1操作线方程的计算 (9) 3.3.2实际塔板的确定 (10) 3.4塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 (11) 3.4.1塔径的计算 (11) 3.4.2溢流装置 (13) 3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (15) 3.5 精馏塔塔板的流体力学计算 (17) 3.5.1精馏塔塔板的压降计算 (17) 3.5.2淹塔 (18) 3.6 塔板负荷性能计算 (18) 3.6.1 雾沫夹带线 (18) 3.6.2 液泛线 (19) 3.6.3 液相负荷上限 (20) 3.6.4 漏液线 (20) 3.6.5 液相负荷下限 (21) 3.6.6塔板负荷性能图 (21) 4 设计结果汇总表 (23) 5工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (24) 6设计评述 (25) 1绪论 精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。 工业生产对塔板的要求主要是：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。②塔板效率要高。③塔板压力降要低。④操作弹性要大。⑤结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。 本文的主要设计容可以概括如下：1.设计方案的选择及流程；2.工艺计算； 3.浮阀塔工艺尺寸计算；4.设计结果汇总；5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图 2 设计方案确定与说明 2.1设计方案的选择 课程设计题目—苯-氯苯分离过程筛板精馏塔设计2.3万吨一、设计题目 试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，已知原料液的处理量为2.3万吨，设塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，塔底馏出液中含苯不高于0.2%，原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强：4kPa（表压）； 2.进料热状况：泡点进料； ； 3.回流比：2R min 4.塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）； 5.单板压降不大于：0.7kPa； 6.冷却水温度：35℃； 7.年工作日300天，每天24小时连续运行。 三、设计容 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.塔板流体力学性能的计算； 7.塔板负荷性能图的绘制； 8.塔的工艺计算结果汇总一览表； 9.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 10.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.液体的粘度μL 5.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： 38 .01238.01 2??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 6.其他物性数据可查化工原理附录。 化工原理工程设计处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏分离板式塔设计 学院： 专业： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 板式精馏塔设计任务书 一、设计题目： 苯-氯苯体系精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务： 生产能力（进料量）30000吨／年操作周期7200 小时／年 进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同） 塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%. 2、操作条件 操作压力4000Pa（表压）进料热状态q=0.7 单板压降：<或=0.7kPa 3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型） 4、厂址新乡地区 三、设计内容： 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 7、设计评述 目录 1.精馏塔的概述 (4) 2．设计内容...................................................................................................................... 错误!未定义书签。 2.1.精馏塔的物料衡算.......................................................................................... 错误!未定义书签。 2.2.塔板数的确定 (10) 2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (13) 苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计 算书 1 2 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分) 化学与环境工程学院 化工与材料系 5月27日 课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 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/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。 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.塔釜加热蒸汽压力506kPa; 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日330天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 1 2020年5月29日 2 2020年5月29日 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.辅助设备的选型与计算; 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m) 3 2020年5月29日 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.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: 38 .01 238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。 附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 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。流程图略。5万吨年炼厂气体分离工艺设计(参考)
苯-甲苯体系板式精馏塔设计
苯氯苯板式精馏塔工艺设计方案
三苯精馏分离工艺设计
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计
(完整word版)苯甲苯二甲苯三元模拟物系分离(proII软件)
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
苯与甲苯连续精馏塔设计方案青海大学)
苯-甲苯精馏塔的工艺设计
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计说明
苯一氯苯分离过程板式精馏塔设计说明
苯与氯苯精馏塔设计
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