苯氯苯板式精餾塔工藝設計說明書苯氯苯板式精餾塔工藝設計說明書33/33苯氯苯板式精餾塔工藝設計說明書-氯苯板式精餾塔工藝設計說明書-氯苯板式精餾塔工藝設計設計說明書1苯-氯苯分別過程板式精餾塔設計一、設計題目試設計一座苯—氯苯連續精餾塔，要求年產純度為99.8%的氯苯60000噸，塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯為38%（以上均為質量%）。二、操作條件塔頂壓強4kPa（表壓）；進料熱狀況，泡點進料；回流比，2Rmin；塔釜加熱蒸汽壓力（表壓）；單板壓降不大于；年工作日300天，每日24小時連續運轉。三、設計內容設計方案確實定及工藝流程的說明；塔的工藝計算；塔和塔板主要工藝構造的設計計算；塔內流體力學性能的設計計算；塔板負荷性能圖的繪制；塔的工藝計算結果匯總一覽表；生產工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制；對本設計的議論或對有關問題的解析與討論。四、基礎數據1.組分的飽和蒸汽壓pi（mmHg）溫度，1011121313901.800000（℃）876101317222829pi苯2550605040000氯14202940547176苯8530390組分的液相密度ρ（kg/m3）溫度，（℃）8090100110120130苯817805793782770757ρ氯103102101100997985苯9888純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯氯苯

ρA912ρB1127

介紹：介紹：

ρAρB式中的t為溫度，℃。組分的表面張力σ（mN/m）溫度，8511011512013180（℃）21.20.17.16.16.15.苯638332σ26.25.22.22.21.20.苯177264雙組分混淆液體的表面張力m可按下式計算：σmσσ（為A、B組分的摩爾分率）ABxA、xBσσxσxABBA1氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為35.3×103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示：r2tct2（氯苯的臨界溫度：tc359.2C）tct1r1其余物性數據可查化工原理附錄。2目錄一、序言1二、產品與設計方案簡介2（一）產品性質、質量指標.2（二）設計方案簡介3（三）工藝流程及說明.3三、工藝計算及主體設施設計4（一）全塔的物料衡算.41）料液及塔頂底產品含苯的摩爾分率42）均勻摩爾質量53）料液及塔頂底產品的摩爾流率5（二）塔板數確實定51）理論塔板數的求取52）實質塔板數8（三）塔的精餾段操作工藝條件及有關物性數據的計算91）均勻壓強92）均勻溫度93）均勻分子量94）均勻密度95）液體的均勻表面張力106）液體的均勻粘度10（四）精餾段的汽液負荷計算.11（五）塔和塔板主要工藝構造尺寸的計算111）塔徑112）塔板工藝構造尺寸的設計與計算12（六）塔板上的流體力學驗算.141）氣體經過篩板壓降和的驗算142）霧沫夾帶量的驗算173）漏液的驗算174）液泛的驗算17（七）塔板負荷性能圖.181）霧沫夾帶線（1）182）液泛線（2）183）液相負荷上限線（3）194）漏液線（氣相負荷下限線）（4）195）液相負荷下限線（5）20（八）精餾塔的設計計算結果匯總一覽表22（九）精餾塔的隸屬設施與接收尺寸的計算23（十）主要符號說明24四、對設計過程的議論和感覺26苯-氯苯分別過程板式精餾塔設計計算書一、序言課程設計是本課程講課中綜合性和實踐性較強的講課環節，是理論聯系實質的橋梁，是使學生體察工程實指責題復雜性、學習化工設計基本知識的首次試一試。經過課程設計，要修業生能綜合利用本課程和前修課程的基本知識，進行貫穿交融的獨立思慮，在規定的時間內達成指定的化工設計任務，進而獲取化工工程設計的初步訓練。經過課程設計，要修業生認識工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培育學生解析和解決工程實指責題的能力。同時，經過課程設計，還能夠夠使學生建立正確的設計思想，培育腳扎實地、嚴肅仔細、高度責任感的工作作風。課程設計是增強工程見解，培育提升學生獨立工作能力的有利實踐。本設計采納連續精餾分別苯-氯苯二元混淆物的方法。連續精餾塔在常壓下操作，被分其余苯-氯苯二元混淆物由連續精餾塔中部進入塔內，以必然得回流比由連續精餾塔的塔頂采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯純度不低于99.8%，塔頂產品苯純度不低于98%（質量分數）。高徑比很大的設施稱為塔器。塔設施是化工、煉油生產中最重要的設施之一。它可負氣（或汽）液或液液兩相之間進行親近接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。常有的、可在塔設施中達成的單元操作有：精餾、汲取、解吸和萃取等。其余，工業氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工或煉油廠中，塔設施的性能關于整個裝置的產品產量質量生產能力和耗費定額，以及三廢辦理和環境保護等各個方面都有重要的影響。占有關資料報導，塔設施的投資開銷占整個工藝設施投資開銷的較大比率。因此，塔設施的設計和研究，遇到化工煉油等行業的極大重視。作為主要用于傳質過程的塔設施，第一必然負氣（汽）液兩相充分接觸，以獲取較高的傳質效率。其余，為了知足工業生產的需要，塔設施還得考慮以下各項傳質效率。其余，為了知足工業生產的需要，塔設施還得考慮以下各項要求：（1）生產能力大．在較大的氣（汽）液流速下，仍不致發生大批的霧沫夾帶、攔液或液泛等損壞正常操作的現象。（2）操作堅固、彈性大。當塔設施的氣（汽）液負荷量有較大的顛簸時，還能夠在較高的傳質效率下進行堅固的操作。并且塔設施應保證能長久連續操作。1（3）流體流動的阻力小。即流體經過塔設施的壓力降小。這將大大節儉生產中的動力耗費，以及降低常常操作開銷。關于減壓蒸餾操作，較大的壓力降還使系統沒法保持必需的真空度。（4）構造簡單、資料耗用量小、制造和安裝簡單。這能夠減少基建過程中的投資開銷。（5）耐腐化和不易擁擠，方便操作、調理和檢修。事實上，關于現有的任何一種塔型，都不能夠能圓滿知足上述全部要求，僅是在某些方面擁有獨到之處．依據設計任務書，此設計的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現的一種板式塔。五十年月起對篩板塔進行了大批工業規模的研究，漸漸掌握了篩板塔的性能，并形成了較圓滿的設計方法。與泡罩塔比較，篩板塔擁有以下長處：生產能力大20－40%，塔板效率高10－15%，壓力降低30－50%，并且構造簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都較簡單。進而一反長久的冷淡狀況，獲取了寬泛應用。近來幾年來對篩板塔盤的研究還在發展，出現了大孔徑篩板（孔徑可達20－25mm），導向篩板等多種形式。篩板塔盤上分為篩孔區、無孔區、溢流堰及降液管等幾部分．工業塔常用的篩孔孔徑為3－8mm，按正三角形擺列．空間距與孔徑的比為2.5－5．近來幾年來有大孔徑（10－25mm）篩板的，它擁有制造簡單，不易擁擠等長處，但是漏夜點低，操作彈性小。篩板塔的特色以下：1）構造簡單、制造維修方便。2）生產能力大，比浮閥塔還高。3）塔板壓力降較低，適合于真空蒸餾。4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。5）合理設計的篩板塔但是擁有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。6）小孔徑篩板易擁擠，故不宜辦理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。二、產品與設計方案簡介（一）產品性質、質量指標產品性質：有杏仁味的無色透明、易揮發液體。密度1．105g/cm3。沸點131．6℃。凝結點-45℃。折射率1．5216(25℃)。閃點29．4℃。燃點637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面張力33．28×10-3N／m．溶解度參數δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大部分有機溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混淆物，爆炸極限1.3％-7．1％(vol)。溶于大多半有機溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長時間沸騰則2脫氯。蒸氣經過紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。有毒．在體內有累積性，漸漸傷害肝、腎和其余器官。對皮膚和粘膜有刺激性．對神經系統3有麻醉性，LD502910mg／kg，空氣中最高贊同濃度50mg／m。遇高溫、明火、氧化劑有焚燒爆炸的危險。質量指標：氯苯純度不低于99.8%，塔頂產品苯純度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均為質量分數）（二）設計方案簡介精餾方式：本設計采納連續精餾方式。原料液連續加入精餾塔中，并連續采集產物和排出殘液。其長處是集成度高，可控性好，產質量量堅固。因為所涉濃度范圍內乙醇和水的揮發度相差較大，因此不用采納特別精餾。操作壓力：本設計選擇常壓，常壓操作對設施要求低，操作開銷低，合用于苯和氯苯這種非熱敏沸點在常溫（工業低溫段）物系分別。塔板形式：依據生產要求，選擇構造簡單，易于加工，造價低價的篩板塔，篩板塔辦理能力大，塔板效率高，壓降教低，在苯和氯苯這種黏度不大的分別工藝中有很好表現。加料方式和加料熱狀態：設計采納泡點進料，將原料經過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。因為蒸汽質量不易保證，采納間接蒸汽加熱。再沸器，冷凝器等隸屬設施的安排：塔底設置再沸器，塔頂蒸汽圓滿冷凝后再冷卻至泡點下一部分回流入塔，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采納間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。（三）工藝流程及說明338%氯苯原料儲原料預熱99.8%氯苯

冷凝精餾分派再沸冷卻冷卻儲存

98%苯儲存第一，苯和氯苯的原料混淆物進入原料罐，在里面逗留必然的時間此后，經過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到泡點溫度，此后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混淆物中既有氣相混淆物，又有液相混淆物，這時候原料混淆物就分開了，氣相混淆物在精餾塔中上漲，而液相混合物在精餾塔中降落。氣相混淆物上漲到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混淆物被降溫到泡點，此中的液態部分進入到塔頂產品冷卻器中，逗留必然的時間此后進入苯的儲罐，而此中的氣態部分從頭回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混淆物就從塔底一部分進入到塔底產品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度從頭回到精餾塔。塔里的混淆物不停重復前面所說的過程，而進料口不停有新鮮原料的加入。最后，達成苯與氯苯的分別。三、工藝計算及主體設施設計（一）全塔的物料衡算1）料液及塔頂底產品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11和。xF4xDxW2）均勻摩爾質量MF1MD1MW3）料液及塔頂底產品的摩爾流率依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，有：W60000t/a，全塔物料衡算：FDWFFDDWW（二）塔板數確實定1）理論塔板數NT的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采納梯級圖解法（M·T法）求取NT，步驟以下：依據苯-氯苯的相均衡數據，利用泡點方程和露點方程求取x~y依據xptpB/pApB，ypAx/pt，將所得計算結果列表以下：溫度，101112139013800001.（℃）085苯761013172228290255060504000pi氯14202940547176苯8530390兩0.0.0.0.0.相x167442612010摩72579爾0.0.0.0.0.分y191786137070率35461此題中，塔內壓力湊近常壓（實質上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相均衡數據，因為操作壓力偏離常壓很小，因此其對x~y均衡關系的影響圓滿能夠忽視。確立操作的回流比R將1.表中數據作圖得x~y曲線及tx~y曲線。在x~y圖上，因q1，查得ye，而xexF，xD0.986。故有：xDyeRmxeye考慮到精餾段操作線離均衡線較近，故取實質操作的回流比為最小回流比的2倍，即：R2Rm63.求理論塔板數精餾段操作線：yRxDxR1R1提餾段操作線為過0.00288,0.00288和0.702,0.901兩點的直線。YX苯-氯苯物系精餾分別理論塔板數的圖解7140130120110100908070苯-氯苯物系的溫度構成圖圖解得NT12.5111.5塊（不含釜）。此中，精餾段NT14塊，提餾段NT2塊，第5塊為加料板地點。2）實質塔板數Np全塔效率ET采納ETm公式計算。該式合用于液0.170.616logμ相粘度為·s的烴類物系，式中的μm為全塔均勻溫度下以進料構成表示的均勻粘度。塔的均勻溫度為0.5(80+131.8)=106℃（取塔頂底的算術均勻值），在此均勻溫度下查化工原理附錄11得：μ0.24mPasμs。A，BmAxFB1xF1ET0.616logm實質塔板數Np（近似取兩段效率同樣）8精餾段：提餾段：總塔板數

Np17.7塊，取Np18塊Np213.5塊，取Np214塊NpNp1Np222塊。（三）塔的精餾段操作工藝條件及有關物性數據的計算1）均勻壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：pD加料板：均勻壓強

pFpm105.3110.9/22）均勻溫度tm查溫度構成圖得：塔頂為80℃，加料板為89℃。tm8089/2℃3）均勻分子量Mm塔頂：y1xD0.986，x10.940（查相均衡圖）MVD,m1MLD,m1加料板：yF0.935，xF0.702（查相均衡圖）MVF,m1MLD,m188.39kg/kmol精餾段：MV,mML,m88.39/2ρ4）均勻密度m1.液相均勻密度ρL,m9塔頂：ρLDAt803,ρLD,B8031aAaBρLD,m3ρLD,mρLD,AρLD,B進料板：LF,A893LF,B31aAaBLF,mLF,ALF,B

LF,m3精餾段：L,m820.5878.7/23汽相均勻密度ρV,mV,m3pmMV,mRTm2735）液體的均勻表面張力σm；D,B（80℃）塔頂：D,A26.02mN/mσσσσσD,mABσxσxBADAB進料板：F,A；F,B（89℃）F,mABAxBBxAF精餾段：m21.49/26）液體的均勻粘度μL,m塔頂：查化工原理附錄11，在80℃下有：μμxADμxBD0.3150.9860.4450.0140.317mPasLD,mAB10加料板：精餾段：

LF,m0.2980.390mPasL,m/20.318mPas（四）精餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率V汽相體積流量汽相體積流量

VsVMV,m3/s3600V,m3600Vh1.999m3/s7196.4m3/h液相回流摩爾流率液相體積流量LsLM3600

,mL,m

3/s3600液相體積流量Lh0.00220m3/s7.920m3/h冷凝器的熱負荷QVr（五）塔和塔板主要工藝構造尺寸的計算1）塔徑初選塔板間距HT550mm及板上液層高度hL70mm，則：HThL按Smith法求取贊同的空塔氣速umax（即泛點氣速uF）Ls0.5LVsVSmith通用關系圖得C20負荷因子CC2020泛點氣速：11umaxCLV/V1.604m/s操作氣速max精餾段的塔徑D4Vs/u圓整取D1600mm，此時的操作氣速u。2）塔板工藝構造尺寸的設計與計算溢流裝置采納單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設入口內堰。○1溢流堰長（出口堰長）lw取lw堰上溢流強度Lh/lw7.920/1.127.701m3/mh100~130m3/mh，知足篩板塔的堰上溢流強度要求。○2出口堰高hwhwhLhow對平直堰how0.00284ELh/lw2/3由lw及Lh/lw/1.125.966，查化工原理P111圖5-5得，于是：how2/30.0106m0.006m（知足要求）hwhLhow12○3降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由w/D，查化原下P圖5-7得l112Wd/D0.14,Af/AT0.09，即：Wd0.224m，AT0.785D22.01m2，Af2。液體在降液管內的逗留時間AfHT/Ls5s（知足要求）○4降液管的底隙高度ho液體經過降液管底隙的流速一般為，取液體經過降液管底隙的流速uo，則有：Ls（ho不宜小于holwuo，本結果知足要求）塔板部署○1邊沿區寬度Wc與平定區寬度Ws邊沿區寬度Wc：一般為50~75mm，D>2m時，Wc可達100mm。平定區寬度Ws：規定D1.5m時Ws75mm；D1.5mWs100mm；本設計取Wc60mm，Ws100mm。○2開孔區面積Aa13Aa2xR2x2πR2sin1x180R222π2sin11801.304m2式中：xD/2WdWsRD/2Wc開孔數n和開孔率φ取篩孔的孔徑do5mm，正三角形擺列，篩板采用碳鋼，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。每層塔板的開孔數n1158103Aa11581036711（孔）t2152每層塔板的開孔率φφt/do232（應在5~15%，故知足要求）每層塔板的開孔面積AoφAa1.3040.132m2氣體經過篩孔的孔速uoVs/Ao15.14m/s4.精餾段的塔高Z1Z1Np11HT（六）塔板上的流體力學驗算1）氣體經過篩板壓降hp和pp的驗算hphchlhσ氣體經過干板的壓降hc14uo22VhcCoL式中孔流系數Co由do/δ5/31.67查P115圖5-10得出，Co0.8。氣體經過板上液層的壓降hlhlhwhowhL式中充氣系數β的求取以下：氣體經過有效流通截面積的氣速ua，對單流型塔板有：uaVsATAf動能因子FauaV查化原P115圖5-11得0.57（一般可近似取0.5~0.6）。氣體戰勝液體表面張力產生的壓降hσ44103hLgdo氣體經過篩板的壓降（單板壓降）hp和pphphchlhppLghp849.69.810.104866.8Pa0.867kPa0.7kPa（不滿足工藝要求，需從頭調整參數）。現對塔板構造參數作從頭調整以下：取Wc50mm，Ws75mm。15開孔區面積AaAa2xR2x2πR2sin1x180R0.75022π0.7502sin11801.382m2式中：xD/2WdWsRD/2Wc開孔數n和開孔率φ取篩孔的孔徑do5mm，正三角形擺列，篩板采用碳鋼，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。每層塔板的開孔數1158103a11581037113An每層塔板的開孔率φφ22t/do3（應在5~15%，故知足要求）每層塔板的開孔面積Ao氣體經過篩孔的孔速uo氣體經過篩板壓降hp和

φAa2Vs/Aopp的從頭驗算uo22hcVCoL氣體經過篩板的壓降（單板壓降）hp和pphphchlhppLghp849.69.810.0816681Pa0.681kPa0.7kPa（知足工藝要求）162）霧沫夾帶量ev的驗算5.7106ua106eVHThf103液/kg氣液/kg氣（知足要求）式中：hfL，驗算結果表示不會產生過分的霧沫夾帶。3）漏液的驗算漏液點的氣速uomuom4.4CoLhL/V篩板的堅固性系數Kuouom（不會產生過分液漏）4）液泛的驗算為防備降液管發生液泛，應使降液管中的清液層高度HdΦHThwHdhphLhd22hdLs0.00098mlwhoHdHThwHdHThw建立，故不會產生液泛。經過流體力學驗算，能夠為精餾段塔徑及塔板各工藝構造尺寸適合，若要做出最合理的設計，還需重選HT及hL，進行優化設計。17（七）塔板負荷性能圖1）霧沫夾帶線（1）5.7106ua（1）evHTL式中：uaVsVssATAfhfL2.5hwhow2/33600Lslw3600Ls2/32S/3將已知數據代入式（1）5.710ev21.3210

6s32s/3Vs2s/3（1-1）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（1-1）算出對應的Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s

0955558164559依據表中數據作出霧沫夾帶線（1）2）液泛線（2）HThwhphwhowhd（2）2/32/3how3600Ls3600Lslw2s/318hc0.051uo2Vs2VVCoLCoAoL2Vss22/3hlhwhows2/3shσhphchlhs22s/322hdLsLs2slwhos22s/32s/32sVs262.42Ls2/312956L2s（2-2）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（2-2）算出對應的Vs值列于下表：Ls,m3/sVs,m3/s

9551依據表中數據作出液泛線（2）3）液相負荷上限線（3）HTAf0.0199m3/s（3-3）Ls,max54）漏液線（氣相負荷下限線）（4）hLhhow0.05940.6186L2/3ws漏液點氣速uom2s/3Vs,minAouom，整理得：19Vs2,mins2/3（4-4）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（4-4）算出對應的Vs值列于下表：Ls,m/s39551Vs,m3/s依據表中數據作出漏液線（4）5）液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度howm，。2/32/3how3600Ls,min3600Ls0.00284ElwLs,min9.55104m3/s（5-5）操作氣液比Vs/Ls)s/3m(Ls流體液氣相體積流量Vs(m3/s)操作彈性定義為操作線與界線曲線交點的氣相20最大負荷Vs,max與氣同樣意最小負荷Vs,min之比，即：操作彈性=Vs,maxVs,min21（八）精餾塔的設計計算結果匯總一覽表精餾塔的設計計算結果匯總一覽表項目均勻壓強均勻溫度氣相均勻流量液相實質塔板數板間距塔段的有效高度塔徑空塔氣速塔板液流型式溢流管型式溢堰長流堰高裝溢流堰寬度置底隙高度板上清液層高度孔徑孔間距孔數開孔面積篩孔氣速塔板壓降液體在降液管中的逗留時間降液管內清液層高度霧沫夾帶負荷上限負荷下限氣相最大負荷氣相最小負荷操作彈性

符號PmtmVsLsNp1HTZDulwhwWdhohLdotnA0uoppHdeVLs,maxLs,minVs,maxVs,min

單位計算結果精餾段提餾段kPa℃3m/s3m/s塊8mmmm/s單流型弓形mmmmmmm5mm15個7113m2m/skPaSmkg液/kg氣霧沫夾帶控制漏液控制3m/s3m/s22（九）精餾塔的隸屬設施與接收尺寸的計算1）料液預熱器依據原料液出入預熱器的熱狀況和構成第一計算預熱器的熱負荷Q，此后預計預熱器的換熱面積A，最后按換熱器的設計計算程序履行。2）塔頂全凝器全凝器的熱負荷前已算出，為1771.45循環水冷卻，出入口水溫可依據不同樣樣地域的詳盡狀況選定后再按換熱器的設計程序做設計計算。3）塔釜再沸器因為飽和液體進料，故VV1qFV。即再沸器的熱負荷與塔頂全凝器同樣。實質上因為存在塔的熱損失（一般狀況下約為供給總熱量的5~10%）。再沸器屬于雙側都有相變的恒溫差換熱設施，故再沸器的設計計算與蒸發器同。4）精餾塔的管口直徑塔頂蒸汽出口管徑依據流速采納，但塔頂蒸汽出口流速與塔內操作壓力有關，常壓可取12~20m/s。回流液管徑回流量前