苯氯苯板式精馏塔的工艺设计

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计

工艺计算书〔精馏段局部〕

化学与环境工程学院

化工与资料系

2004年5月27日

课程设计标题一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

一、设计标题

设计一座苯-氯苯延续精馏塔，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.年任务日330天，每天24小时延续运转。

三、设计内容

1.设计方案确实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.塔内流体力学功用的设计计算；

5.塔板负荷功用图的绘制；

6.塔的工艺计算结果汇总一览表；

7.辅佐设备的选型与计算；

8.消费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效果的剖析与讨论。

四、基础数据

1.组分的饱和蒸汽压ip〔mmHg〕

温度，〔℃〕 80 90 100 110 120 130 131.8

ip 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900

氯苯 148 205 293 400 543 719 760 2.组分的液相密度ρ〔kg/m3〕

温度，〔℃〕 80 90 100 110 120 130

ρ 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 tA187.1912ρ 引荐：tA1886.113.912ρ

氯苯 tB111.11127ρ 引荐：tB0657.14.1124ρ

式中的t为温度，℃。

3.组分的外表张力σ〔mN/m〕

温度，〔℃〕 80 85 110

115 120 131

σ 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

双组分混合液体的外表张力mσ可按下式计算：

ABBABAmxxσσσσσ〔BAxx、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：

38.01238.012ttttrrcc〔氯苯的临界温度：C2.359ct〕

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〔精馏段局部〕

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书〔精馏段局部〕

一、设计方案确实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延续板式精馏塔〔筛板塔〕，塔顶上升蒸汽流采用强迫循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液，其他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。

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区分为78.11和112.61kg/kmol。

728.061.112/3511.78/6511.78/65Fx

986.061.112/211.78/9811.78/98Dx

00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0Wx

〔二〕平均摩尔质量

kg/kmol49.8761.112728.01728.011.78FM

kg/kmol59.7861.112986.01986.011.78DM

kg/kmol5.11261.11200288.0100288.011.78WM

〔三〕料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：kg/ht/a631350000W，全塔物料衡算：

WDFWDF998.002.035.0 

6313kg/hkg/hkg/hWDF1239618709

h56.12kmol/6313/112.5kmol/hkmol/hWDF73.15759.78/1239684.21349.87/18709 三、塔板数确实定

〔一〕实际塔板数TN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TN，步骤如下：

1.依据苯-氯苯的相平衡数据，应用泡点方程和露点方程求取yx~

依据BABtppppx/，tApxpy/，将所得计算结果列表如下：

温度，〔℃〕 80 90 100 110 120 130 131.8

ip 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

此题中，塔内压力接近常压〔实践上略高于常压〕，而表中所给为常压下的相平衡数据，由于操作压力偏离常压很小，所以其对yx~平衡关系的影响完全可以疏忽。

2.确定操作的回流比R

将1.表中数据作图得yx~曲线及yxt~曲线。在yx~图上，因1q，查得935.0ey，而728.0Fexx，986.0Dx。故有：

246.0728.0935.0935.0986.0eeeDmxyyxR

思索到精馏段操作线离平衡线较近，故取实践操作的回流比为最小回流比的2倍，即：492.0246.022mRR

3.求实际塔板数

精馏段操作线：66.033.011xRxxRRyD

提馏段操作线为过00288.0,00288.0和900.0,728.0两点的直线。 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.00.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0

苯-氯苯物系精馏分别实际塔板数的图解

7080901001101201301400.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0

苯-氯苯物系的温度组成图 图解得5.1015.11TN块〔不含釜〕。其中，精馏段41TN块，提馏段5.62TN块，第5块为加料板位置。

〔二〕实践塔板数pN

1.全塔效率TE

选用mTEμlog616.017.0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mμ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

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：smPa24.0Aμ，smPa34.0Bμ。

267.0728.0134.0728.024.01FBFAmxxμμμ

52.0267.0log616.017.0log616.017.0mTEμ

2.实践塔板数pN〔近似取两段效率相反〕

精馏段：7.752.0/41pN块，取81pN块

提馏段：5.1252.0/5.62pN块，取132pN块

总塔板数2121pppNNN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mp

取每层塔板压降为0.7kPa计算。

塔顶：kPa3.10543.101Dp

加料板：kPa9.11087.03.105Fp

平均压强kPa1.1082/9.1103.105mp 〔二〕平均温度mt

查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃。

842/8880mt℃

〔三〕平均分子量mM

塔顶： 986.01Dxy，940.01x〔查相平衡图〕

kg/kmol59.7861.112986.0111.78986.0,mVDM

kg/kmol18.8061.112940.0111.78940.0,mLDM

加料板：935.0Fy，728.0Fx〔查相平衡图〕

kg/kmol35.8061.112935.0111.78935.0,mVFM

kg/kmol49.8761.112728.0111.78728.0,mLDM

精馏段：kg/kmol47.7935.8059.78,mVM

kg/kmol84.832/49.8718.80,mLM

〔四〕平均密度mρ

1.液相平均密度mLρ,

塔顶：3kg/m0.817801886.113.9121886.113.912,tρALD

3kg/m1.1039800657.14.11240657.14.1124,tρBLD

3kg/m5.8201.103902.00.81798.01,,,,mLDBLDBALDAmLDρρaρaρ

进料板：3kg/m5.807881886.113.9121886.113.912,tρALF

3kg/m6.1030880657.14.11240657.14.1124,tρBLF