化工原理课程设计苯与氯苯的分离

化工原理课程设计苯与氯苯的分离

设计题目：苯—氯苯精馏过程板式塔设计设计者：班级化工095姓名闫宏阳

日期： 2018年12月13号

指导教师：杨胜凯

设计成绩：日期：

目录

◆设计任务书 (3)

◆设计运算书 (4)

?设计方案的确定 (4)

?精馏塔物料衡算 (4)

?塔板数的确定 (5)

?精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算 (8)

?塔体工艺尺寸运算 (13)

?塔板要紧工艺尺寸 (15)

?塔板流体力学验算 (17)

?浮阀塔的结构 (20)

?精馏塔接管尺寸 (23)

?产品冷却器选型 (25)

?对设计过程的评述和有关咨询题的讨论 (25)

附图：生产工艺流程图

精馏塔设计流程图

设计任务书

（一）题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。

（二）操作条件

（1）塔顶压力 4kPa（表压）；

（2）进料热状况泡点；

（3）回流比 R=1.4R min；

（4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）；

（5）单板压降≤0.7 kPa；

（三）塔板类型

浮阀塔板（F1型）

（四）工作日

每年按300天工作计，每天连续24小时运行

（五）厂址

厂址为天津地区

设计运算书

一、设计方案的确定

本任务是分离苯—氯苯混合物。关于二元混合物的分离，应采纳连续精馏流程，本设计采纳板式塔连续精馏。设计中采纳泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。塔顶上升蒸气采纳全凝器冷凝，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物罐。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1.4倍，且在常压下操作。塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。

二、精馏塔物料衡算（以轻组分运算）

1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 kmol /kg 11.78=A M 氯苯的摩尔质量 km ol /kg 56.112=B M

003

.056

.112/998.011.78/002.011

.78/002.0986.056

.112/02.011.78/98.011

.78/98.0638

.056

.112/45.011.78/55.011

.78/55.0=+==+==+=

W D F x x x

2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量

kmol

/kg 46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol /kg 59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol

/kg 58.9056.112)638.01(11.78638.0=?-+?==?-+?==?-+?=W D F M M M

3．物料衡算

原料处理量 h /25.93kmol 46

.112243001000

00012=???=

W

总物料衡算 25.93+=D F

苯物料衡算 25.93003.0986.0638.0?+=D F

联立解得

h

/73.24kmol h

/47.31kmol ==F D

三、塔板数的确定

1．理论板数N T 的求取

（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平稳数据，绘出x —y 图，见图1。

图1 图解法求最小回流比

（2）由于泡点进料q=1，在图上作直线x=0.986交对角线于a 点，作直线x=0.638

交平稳线于q 点，连接a 、q 两点，过q 点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得

图1 x —y 图

y q =0.896，则最小回流比如下：

35.0638

.0896.0896

.0986.0min =--=

R

取操作回流比为

49.035.04.14.1min =?==R R （3）求精馏塔的气、液相负荷

h

/70.49kmol h /96.42kmol 73.2423.18h

/70.49kmol 47.31)149.0()1(h

/23.18kmol 47.3149.0=='=+=+='=?+=+==?==V V F L L D R V RD L

（4）求操作线方程

精馏段操作线方程 626.0283.0986.070.49

47.3170.4918.23+=?+=+=

x x x V D x V L y D 提馏段操作线方程 001.0693.1003.070.49

25.9370.4942.96-'=?-'='-'''=

'x x x V W x V L y W （5）图解法求理论板层数

如附图1，将x=0.638带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为d ，连接ad 两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c 点（0.003，0.003），连接cd 两点即得提馏段操作线。自a 点开始在操作线和平稳线之间作阶梯线。求解结果为：

总理论板层数 )(11包括再沸器=T N 进料板位置 4=F N 2．实际板层数的求解（试差法） 假设总板效率E T =0.49

精馏段实际板层数 4544.949.0/22≈==精N

提馏段实际板层数 71-8.1149.0/4≈=-=提N （不包括再沸器） 实际板层数为26/0.49-1=52（不包括再沸器） 试差法运算如下： N p =52

塔顶压力：105.3KPa 43.101=+=D P 塔底压力：139.984Pa 52667.03.105w =?+=P 已知塔底组成为

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的运算

1．操作压力的运算

塔顶操作压力 kPa 33.10543.101=+=D P 每层塔板压降 kPa 7.0=?P

进料板压力 1.63kPa 1197.033.105=?+=F P 精馏段平均压力 108.48kPa 2/)33.1051.6311(1=+=m P 塔底操作压力 1.43kPa 12327.033.105=?+=D P 提馏段平均压力 16.53kPa 12/)21.43111.631(2=+=m P 2．操作温度的运算

表1 苯、氯苯Antoine 常数数据表

（表1 苯、氯苯Antoine 常数数据表

①假设塔顶的泡点温度C 2.83o =t ，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

111.53kPa

2.04742

15.2732.8399.48034

.123606832.6lg o o ==++--=A A p p

对氯苯

22.11kPa

1.34464

15.2732.83515.5583

.143110416.6lg o o ==++--=B B p p

代入泡点方程和露点方程，得

D

A B A B x x p p y p p p p x ==?===--+=--=986.033.105931.053.111931.011

.2253.11111.22433.101o o

o o

）（

故假设正确，塔顶温度为C 2.83o =D t

②假设塔顶的进料板温度C 4.49o =t ，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

kPa

154.2618825

.215.2734.4999.48034

.123606832.6lg o o

==++--=A A p p

对氯苯

32.77kPa

1.51548

15.2734.49515.5583

.143110416.6lg o o

==++--=B B p p

代入泡点方程和露点方程，得

638.02.77

354.261 2.77

323.110o

o o

=--=--=B A B p p p p x 假设正确，故进料板温度为C 4.49o =F t

③假设塔底的泡点温度C 713o =t ，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

kPa

51.42415.27313799.48034

.123606832.6lg o o =++--=A A p p

对氯苯

kPa

28.15115.27313721.541

.189762988.6lg o o =++-=B B p p

代入泡点方程，得

003.00038.0115.28

-442.5128

.11553.116o

o o

≈=-=--=B A B p p p p x

假设正确，故塔顶温度为C 137o =W t

精馏段平均温度 C 8.882/)4.492.83(o 1=+=m t 提馏段平均温度 C 115.72/)1374.49(o 2=+=m t 全塔平均温度 C 1.1102/)1372.83(o =+=m t 3．平均摩尔质量的运算

塔顶：由986.01==D x y ，查平稳曲线得920.01=x

kmol

/kg 87.8056.112)920.01(11.78920.0kmol /kg 60.7856.112)986.01(11.78986.0=?-+?==?-+?=LDm VDm M M

进料板：由图理论板得885.0=F y ，查平稳曲线得621.0=F x

kmol

/kg 17.1956.112)621.01(11.78621.0kmol /82.07kg 56.112)885.01(11.78885.0=?-+?==?-+?=LFm VFm M M

塔底：由图理论板得300.0=n y ，查平稳曲线得100.0=n x

kmol

/53kg .11256.112)100.01(11.78100.0kmol /kg 64.11256.112)003.01(11.78300.0=?-+?==?-+?=LWm VWm M M

精馏段平均摩尔质量

kmol

/kg 02.862/)17.9187.80(kmol /kg 34.802/)07.8260.78(11=+==+=Lm Vm M M

提馏段平均摩尔质量

kmol

/kg 85.1012/)53.11217.91(kmol /kg 27.972/)46.11207.82(22=+==+=Lm Vm M M

4．平均密度的运算 （1）气相平均密度运算 由理想气体状态方程运算，得 精馏段 31111m /kg 90.2)15.2738.88(314.834

.8048.108=+??==

m Vm m Vm RT M p ρ 提馏段 32222m /kg 51.3)

15.2737.115(314.827

.9753.116=+??==

m Vm m Vm RT M p ρ

（2）液相平均密度运算

∑

=i

i

Lm

w ρρ1

塔顶C 2.83o =D t 时，

3

33m /kg 73.81656

.1034/02.024.813/98.01

m /kg 56.10342.83111.11127m /kg 24.8132.83187.1912=+=

=?-==?-=LDm B A ρρρ

进料板C 4.94o =F t 时，

33

3m /kg 28.8947

.1025/468.07.803/532.01

532

.056

.112379.011.78621.011.78621.0m /kg 12.10224.94111.11127m /kg 95.79994.4187.1912=+==?+??=

=?-==?-=LFm

A

B A w ρρρ 塔底

C 137o =W t 时，

3

33

m /kg 20.97479.974/998.038.749/002.01

m /kg 79.974137111.11127m /kg 38.749137187.1912=+==?-==?-=LWm B A ρρρ

精馏段液相平均密度为

31m /kg 51.8552/)28.89473.816(=+=Lm ρ 提馏段液相平均密度为

32m /kg 24.9342/)20.97428.894(=+=Lm ρ

5．液相平均表面张力的运算 ∑=i i Lm x σσ

塔顶C 2.83o =D t 时，查得m /m N 82.20=A σ m /m N 84.25=B σ m /m N 22.2184.2508.082.20920.0=?+?=LDm σ

进料板C 4.94o =F t 时，查得m /m N 35.19=A σ m /m N 57.24=B σ

m /m N 32.2157.24379.035.19621.0=?+?=LFm σ 塔底C 137o =W t 时，查得m /m N 25.14=A σ m /m N 48.19=B σ m /m N 47.1948.19999.025.14001.0=?+?=LWm σ 精馏段液相平均表面张力为

m /m N 27.212/)32.2122.21(1=+=m σ 提馏段液相平均表面张力为

m /m N 40.202/)47.1932.21(2=+=m σ

6.液体平均粘度运算 ∑=i i m x μμlg lg

塔顶C 2.83o =D t 时，

s m Pa 299.0?=A μ s m Pa 303.0?=B μ

303

.0lg 08.0299.0lg 920.0lg +=LDm μ

s

mPa 299.0?=LDm μ

进料板C 4.94o =F t 时，

s m Pa 268.0?=A μ s m Pa 275.0?=B μ .2750lg 379.0.2680lg 621.0lg +=LDm μ

s

mPa 271.0?=LDm μ

塔底C 137o =W t 时，

s m Pa 184.0?=A μ s m Pa 197.0?=B μ

.1970lg 999.0.1840lg 001.0lg +=LDm μ

s

mPa 197.0?=LDm μ

精馏段液相平均粘度为

m /m N 285.02/)271.0299.0(1=+=m μ

提留段液相平均粘度为

m /m N 234.02/)197.0271.0(2=+=m μ

全塔液相平均粘度为

s m Pa 248.02/)197.0299.0(?=+=L μ

又塔顶和塔底平均温度为（83.2+137）/2=110.1℃

则此温度下的相对挥发度为40.453.3

234.7

o o ===B A p p α

依照奥康奈尔关联法，

48.0)248.040.4(49.0)(49.0245.0245.0=??==--L T E αμ 故假设成立，总板效率E T =0.48

五、塔体工艺尺寸运算

1．塔径的运算 （1）精馏段

s

/m 0006.01

.855360002.8618.233600s

/m 542.090

.2360034

.8049.70360031113111=??===??==

Lm Lm S Vm Vm S LM L VM V ρρ

由V

V

L C

u ρρρ-=max 式中C 由公式2

.02020??

?

??=L C C σ运算，其中20C 可由史密斯关联图查出，图的横坐标为

019.090.251.8553600541.036000006.02

12

1

=??? ?????=???

? ??V L h h V L ρρ 取板间距m 42.0=T H ，板上液层高度m 07.0=L h ，则 m 35.007.042.0=-=-L T h H 由史密斯关系图得069.020=C

s

/m 20.190

.290

.251.855070.0070

.02027.21069.020max 2

.02

.020=-?

==?

?

?

???=?

??

??=u C C L σ

取安全系数为0.6，则空塔气速为s /m 72.06.0max =u

m

979.072

.014.3542.044111=??==u V D S π

统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取D=1.0m 。

塔截面积 2223.14

1.00.785m 4

4

T A D π

=

=

?= 实际空塔气速 s /m 690.0785

.0542

.0==u （2）提馏段

m

35.007.042.0087.051.324.9343600543.036000029.0s

/m 0029.024.934360085.10142.963600s

/m 543.051.3360027

.9749.7036002

12

132223222=-=-=??? ????=???

? ??=??='==??='=

L T V

L

h h Lm Lm S Vm Vm S h H V L M L L M V V ρρρρ

查图得 068.020=C

m 00.1672

.014.3543

.044s

/m 67.012.16.06.0s

/m 12.151

.351

.324.934068.0068

.02040.20068.020222max 2max 2

.02

.0220=??==

=?===-?

==?

?

?

???=?

?? ??=u V D u u u C C S m πσ

统一按照《塔板结构参数系列化标准（单溢流型）》将塔径圆整后取D=1000mm 。 塔截面积 22

2m 785.014

14.34

=?=

=

D A T π

实际空塔气速 s /m 692.0785

.0543

.0==u

2．塔高的运算

（1）精馏塔的有效高度

精馏段 m 36.342.0)19()1(=?-=-=T H N Z 精精 提馏段 m 46.54.0)114()1(=?-=-=T H N Z 提提

在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m ，则有效高度为 m 2.114.246.536.338.0=++=?++=提精有效Z Z Z （2）全塔实际高度

取进料板板间距为0.8m ，人孔处的板间距为0.8m ，塔底空间高度为2.0m ，塔顶空间高度为0.7m ，封头高度为0.6m ，裙座高度为2.0m ，则全塔高为

m

06.16 0.26.00.27.08.038.042.0)13123( )1(21=++++?++?---=++++++---=H H H H H n H n H n n n H B D P P F F T P F 六、塔板要紧工艺尺寸运算

依照塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，塔板采纳单流和分块式组装。 1．溢流装置的运算

（1）堰长：m 66.00.166.066.0=?==D l W

（2）堰高：由OW L W h h h -=，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得

精馏段： m 00626.066.036000006.0100084.2100084.23

23

211=???

???=???? ??=W h OW l L E h 取m 07.0=L h ，则

m 06374.000626.007.011=-=-=OW L W h h h 提馏段： m 0018.066.036000029.0100084.2100084.23

23

222=??

?

???=???? ??=

W h OW l L E h m 052.0018.007.022=-=-=OW L W h h h （3）降液管面积 当

66.0=D

l W

时，查表得 2m 057.0785.00722.00722.0m 124.00.1124.0124.0=?===?==f T f

d d

A A A W D

W ，，

塔的相对操作面积为()%7.85%1000715.021=??- （4）液体在降液管里停留的时刻 精馏段 s 5s 380006

.0360040

.0057.0360036001

1>=???=

=

h T

f L H A θ

故降液管设计合理

（5）降液管底隙高度0h 0

03600u l L h W h

'=

精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分不取

s /m 180.0 s /m 075.00201

='='u u 精馏段 m 012.0075

.066.036000006.03600360001101=???='=

u l L h W h 提馏段 m 024.0180

.066.036000029.03600360002202=???='=

u l L h W h

2．塔板布置的运算

选用F1型浮阀，阀孔直径39mm ，阀片直径48mm ，阀片厚度2mm ，最大开度8.5mm ，静止开度2.5mm ，阀质量为32~34g 。 （1）阀孔临界速度

精馏段 []s /m 86.590.28.728.72548

.0548

.0110=??

? ??=?

???

??=V Kp u ρ

提馏段 []s /m 27.551.38.728.72548

.0548

.022

0=??

? ??=???

? ??=V Kp u ρ

上下两段相应的阀孔动能因子为：

[][]873

.951.327.5979.990.286.52200211001======V Kp V Kp u F u F ρρ

均属正常操作范畴。

取边缘区宽度W c ﹦0.055m,安定区宽度m W s 065.0=， 开孔区面积

?????

?+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1

22

2504.0445.0311.0sin 445.0180311.0445.0311.02m =??

???

?

?+

-=-π

其中，

m W D R C 445.0055.02

.12=-=-=

，

()()311.0065.0124.02

0.12=+-=+-=

s d W W D x （2）提馏段塔板布置

取边缘区宽度W c ﹦0.030m,安定区宽度m W s 055.0=， 开孔区面积

?????

?+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1222552.0470.0321.0sin 470.0180321.0470.0321.02m =?????

??+-=-π 其中，

m W D R C 470.0030.02

0.12=-=-=

，

()()321.0055.0124.02

0.12=+-=+-=

s d W W D x （3）浮阀数n 与开孔率? F 1 型浮阀的阀孔直径为39mm 阀孔气速V

F u ρ0

0=

，其中取F 0=10

浮阀数目4/2

00πd u V

n =

开孔率D

n 22

d =?

精馏段 s m u /87.590

.210

0==

78039.0039.087.5542

.04n =????=π

%86.111

.1039

.0039.078=???=?

提留段 s m u /34.551

.310

0==

8614

.3039.0039.034.5543

.04=????=

n

%94.121

1039

.0039.086=???=?

浮阀排列方式采纳等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m ，则排间距t '为

精馏段 mm m nt A t a 2.860862.0075.078504.0==?==' 提留段 mm m nt A t a 6.860856.0075

.086552.0==?==

'

考虑到塔的直径较大，故采纳分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面

积，因此排间距应小于运算值，故取t '=80mm=0.08m 重新运算孔速及阀数 精馏段 8408

.0075.0504.0=?='=t t A n a s m d V

/53.514

.3039.0039.0844

542.04

/n u 200=????=

=

π

41.990.253.5F 0=?=

%78.121

1039

.0039.084=???=?

提留段 9208

.0075.0552

.0=?='=t t A n a

s m d V

/94.414

.3039.0039.0924

543.04

/n u 200=????=

=

π

25.951.394.4F 0=?= %99.131

1039

.0039.092=???

=?

由此可知，阀孔动能因数变化不大

七、塔板流体力学验算

1．塔板压降

σh h h h l c p ++= （1）干板阻力

精馏段 s /m 860.590.2/1.73/1.73825.1825.1110===V c u ρ

液柱

则m 029.051

.85553.5190

.19,175

.01

175.001

11001=?==

液柱

则

m 026.024

.93494.4190

.19,175

.02

175.002

22002=?==

液柱m 035.007.05.00=?==L l h h ε

（3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力专门小，忽略不计。 因此，上下两段塔板压降如下

精馏段每层压降 液柱m 064.0035.0029.011=+=+=l c p h h h

Pa 700Pa 12.53781.951.855064.0111<=??==?g h p L p p ρ 提馏段每层压降 液柱m 061.0035.0026.022=+=+=l c p h h h

Pa 700Pa 06.55981.924.934061.0222<=??==?g h p L p p ρ 上下两段单板压降均符合设计任务要求。 2．液泛

为了防止液泛现象的发生，要求操纵降液管中清液层高度)(W T d h H H +≤φ，而d L p d h h h H ++=

（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 液柱m 064.01=p h 提馏段 液柱m 061.02=p h （2）液体通过降液管的压头缺失

精馏段 液柱m 00088.0012.066.00006.0153.0153.02

2

0111=??? ???=???

? ??=h l L h W S d 提馏段 液柱m 0051.0024.066.00029.0153.0153.02

2

0222

=??? ???=???

? ??=h l L h W S d （3）板上液层高度

精馏段和提馏段皆为m 07.0=L h

因此，5.0=φ取，降液管中清液层高度如下：

精馏段 m 1349.000088.0070.0064.01111=++=++=d L p d h h h H 112419.0)06374.042.0(5.0)(d W T H h H >=+=+φ 可见，精馏段符合防止液泛的要求。