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1、化 工 原 理 课 程 设 计 任（一） 设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计（二）设计任务及操作条件设计任务（1）原料液中含氯苯35% （质量）。（2）塔顶馏出液中含氯苯不得高于2% （质量）。（3）年产纯度为99.8 %的氯苯41000吨操作条件（1）塔顶压强4KPa表压），单板压降小于0.7KPa。（2）进料热状态饱和蒸汽进料。（3）回流比自选。（4）塔底加热蒸汽压强506 KPa（表压）设备型式F1型浮阀塔设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。（三）设计内容1）.设计说明书的内容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
2、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）对设计过程的评述和有关问题的讨论。9）辅助设备的设计与选型2设计图纸要求：1）绘制工艺流程图2）绘制精馏塔装置图苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据其他物性数据可查有关手册。目录前言 错误！未定义书签1 .设计方案的思考 错误！未定义书签2. 设计方案的特点 错误！未定义书签3. 工艺流程的确定 错误！未定义书签一.设备工艺条件的计算 错误！未定义书签1. 设计方案的确定及工艺流程的说明 错误！未定义书签2. 全塔的物料衡算 错误！未定义书签2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 错误！未定义书签2.2平均摩尔质量
3、错误！未定义书签2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率 错误！未定义书签3. 塔板数的确定 错误！未定义书签3.1理论塔板数Nt的求取 错误！未定义书签3.2确定操作的回流比R 错误！未定义书签3.3求理论塔板数 错误！未定义书签3.4全塔效率Et 错误！未定义书签3.5实际塔板数Np （近似取两段效率相同） .错误！未定义书签4. 操作工艺条件及相关物性数据的计算 错误！未定义书签4.1平均压强Pm 错误！未定义书签4.2平均温度tm 错误！未定义书签4.3平均分子量Mm 错误！未定义书签4.4平均密度p 错误！未定义书签4.5液体的平均表面张力 错误！未定义书签4.6液体的平均粘度 m 错误！未
4、定义书签4.7气液相体积流量 错误！未定义书签6主要设备工艺尺寸设计 错误！未定义书签6.1塔径 错误！未定义书签7塔板工艺结构尺寸的设计与计算 错误！未定义书签7.1溢流装置 错误！未定义书签7.2塔板布置 错误！未定义书签塔板流的体力学计算 错误！未定义书签1塔板压降 错误！未定义书签2液泛计算 错误！未定义书签3雾沫夹带的计算 错误！未定义书签4塔板负荷性能图 错误！未定义书签4.1雾沫夹带上限线 错误！未定义书签4.2液泛线 错误！未定义书签4.3液相负荷上限线 错误！未定义书签4.4气体负荷下限线（漏液线） 错误！未定义书签4.5液相负荷下限线 错误！未定义书签三板式塔的结构与附属设
5、备 错误！未定义书签1塔顶空间 错误！未定义书签2塔底空间 错误！未定义书签3人孔数目 错误！未定义书签4塔高 错误！未定义书签浮阀塔总体设备结构简图： 错误！未定义书签5接管 错误！未定义书签5.1进料管 错误！未定义书签5.2回流管 错误！未定义书签5.3塔顶蒸汽接管 错误！未定义书签5.4釜液排出管 错误！未定义书签5.5塔釜进气管 错误！未定义书签6法兰 错误！未定义书签7筒体与封头 错误！未定义书签7.1筒体 错误！未定义书签7.2封头 错误！未定义书签7.3裙座 错误！未定义书签8附属设备设计 错误！未定义书签8.1泵的计算及选型 错误！未定义书签8.2冷凝器 错误！未定义书签8.
6、3再沸器 错误！未定义书签四计算结果总汇 错误！未定义书签五结束语 错误！未定义书签六符号说明： 错误！未定义书签前言1 设计中采用露点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。具体如下：本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡 罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要
7、求较高，否则 气液接触不匀。本设计采用常压精馏，用常压精馏可降低设备的造价和操作费用。其中塔顶压力为1.05325 105Pa加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序 波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相 同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取 饱和液体进料本设计精馏过程采用蒸汽间接加热，在釜底设再沸器。塔顶设冷凝冷却器，将塔顶蒸 气完全冷凝后再冷却到78C左右回流入塔。塔顶通过回流比控制器分流，馏出产品进入贮 罐。本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物
8、中各组分挥发度的不同并借助于多次部 分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求， 保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确 计算与软件验算相结合的方法。2. 设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。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，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很
9、大，易气 泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3. 工艺流程的确定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F1型浮阀塔），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。以下是浮阀精馏塔工艺简图一.设备工艺条件的计算1.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。设计中采用露点进料（q=0），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
10、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。2 全塔的物料衡算2.1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112.559kg/kmol 。2.2平均摩尔质量2.3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：W, = 41000000kg/（330 24h） = 5176.77kg /h ,全塔物料衡算：釜液处理量w 二5176.77 =46.02kmol/h112.5总物料衡算F = D W苯物料衡算0.72
11、8F = 0.986D 0.00288W联立解得D =129.34kmol/h3 塔板数的确定3.1理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取Nt，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x y依据x二Pt - Pb / Pa - Pb ， y= PaX/ Pt，将所得计算结果列表如下：表3-1 相关数据计算温度/ r8090100110120130140苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.91
12、30.7850.6140.3760.0710相对挥发度5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789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 x y平衡关系的影响完全可以忽略平均相对挥发度：=4.436，贝汽液平衡方程为：3.2确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得xy曲线。图3-1苯一氯苯混合液的x y图在 x y 图上，因 q=0，查得 ye 二 0.926，而二 Xf 二 0.728， x d = 0.986。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
13、流比的2.485倍，即：R = 2.485Rm = 2.485 0.303 二 0.753求精馏塔的汽、液相负荷L=L =97.39Kmol/h3.3求理论塔板数精馏段操作线：y = lx 0.430x 0.568R+1R+1提馏段操作线：y丄丄x-Wx =1.203x - 0.000584y w vx提馏段操作线为过 0.00288,0.00288和0.737,0.881两点的直线。采用图解法求理论板层数，在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从Xd =(0.986,0.986)开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂 线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交
14、点d(0.737,0.890)时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点Xw =(0.002888,0.00288)为止。用ExceI作图，各图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数Nt =9块(包括再沸器)加料板位置Nf = 43.4全塔效率Et选用Et =0.17-0.616log心公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa s的烃类物系，式中的 帥为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。查图一，由xd =0.986 xw =0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：tD =80.43 C tW=138.48 C,全塔平均温度tm=( tD +tw)/2=(80.43+138.48)/2=109.5C根据表3-4表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表温度C20406080100120140苯粘度mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa-s0.750.560.440.350.
