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1、一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏岀液中含苯 1%,原料液中含苯为61% （以上均为质量百分数）。（二）操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3. 回流比：R=2R,4.单板压降不大于 0.7kPa（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年 330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区设计要求1. 设计方案的确定及流程说明2. 塔的工艺计算3. 塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学
2、验算（3）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制4. 塔的工艺计算结果汇总一览表5. 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 pi （mmHg温度，c）80.1859095100105苯757.62889.261020.91185.651350.41831.7氯苯147.44179.395211.35253.755296.16351.355温度，（c）110115120125130131.75苯23132638.52964335537464210氯苯406.55477.125547.7636.505725.317602. 组分的液相
3、密度p （ kg/m3）温度，（c）6080100120140苯836.6815.0792.5768.9744.1氯苯1064.01042.01019.0996.4972.93. 组分的表面张力CT （ mN/m温度，c）6080100120140苯23.7421.2718.8516.4914.17氯苯25.9623.7521.5719.4217.324. 液体粘度 卩（mPas）温度，（C）6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.2745. An toi ne 常数组分ABC苯6.0231206.35220
4、.24氯苯7.13382182.68293.767、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。典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。 操作时，连续
5、地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送岀作为塔顶产品（馏岀液）。（二）全塔的物料衡算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112.6kg/kmol0. 61/ 78. 11X f0.693F 0. 61 / 78. 110. 39 / 112.62. 平均摩尔质量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:=58. 62 kmol. h，36432100
6、00.989330 x 24F =D W- F = 84. 22kmol/h全塔物料衡算:XfF =XdD xwW W = 25.6kmol/h（三）塔板数的确定1. 理论塔板数N T的求取2）确定操作的回流比R将1 ）表中数据作图得 x y曲线及t - x y曲线。在x y图上，因q=o，e（0.693,0.693 ）查得 yq 二 0. 693，Xq 二 0. 31。故有：RminXD -yqyq _Xq0. 989 - 0. 6930. 693 - 0. 31二 0. 7624 ; R = 2Rmin=1.525总理论板层数：6.5（包括再沸器）3）求理论塔板数（图解法）精馏段操作线：R
7、X R.1X rD 1 = 0,04x 0.392进料板位层：42. 实际塔板数 1）全塔效率Et0.071.4mPa s的烃类物系,选用Et = 0.17 - 0.616log帥公式计算。该式适用于液相粘度为式中的Mm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+129）=104.5 C （取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：0. 246mPa s，丄b = 0. 352mPa s2）实际塔板数 N p （近似取两段效率相同）精馏段：Np1 = 3 / 0. 51 二 6块提馏段：Np1 = 2. 5 / 0. 51 = 5块（四）塔的精馏段操作
8、工艺条件及相关物性数据的计算1. 平均压强pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔顶：p d = 77.31 九4 = 81.31kPa加料板：pF = 81. 310. 76 = 85. 51kPa塔底：p - 85. 510. 75 = 89. 01kPa精馏段平均压强 pm =（81.3185. 51） / 2 = 83.41kPa提馏段平均压强 pm =（89.0185. 51）/ 2 二 87.26kPa2. 平均温度tmBP =Pa：xa - Pbxb和lg P亠A两式联立由试差法求得t +Ct D = 73.35 C ； tF 二 83.76 C；t w= 125. 79 C精
9、馏段平均温度：C提馏段平均温度：C3.平均分子量M m塔顶： y1 = Xd = 0. 989, x1=0. 93 （查相平衡图）加料板：yF - 0. 725， xf二0. 38 (查相平衡图)塔底：yw 二 0. 075， Xw 二 0. 014精馏段：MVm = (78. 4987. 59) / 2 二 83. 04kg/kmol提馏段：MVm =(87.59110.01)/ 2 = 98. 8kg/kmol4.平均密度pm1）液相平均密度A_,m提馏段： m= (0.3340. 3003) / 2 = 0. 317mpa s33塔顶：t d = 73. 35 c = 822.2勺/ m
10、 二 1049. 3Kg / m进料板：t F 二 83. 76 c 沐二 810. 8Kg / m3 二 1037. 7Kg / m3塔底：t w = 83. 76 右 761.7Kg / m3 弘=989. 6Kg / m3精馏段：rLm= (824. 9 947. 2) / 2 二 886. 05Kg / m3提馏段：九沪(947. 2 986. 6)/ 2 = 966. 9Kg / m32) 汽相平均密度p,m精馏段:?Vm =PmMVmRim84. 81 X 83. 048.314_(78.55273. 15)=2. 38Kg / m提馏段:Vm =PmMVmRTm84. 81 X
11、99. 368.314_(104. 71273. 15)2. 76Kg / m35.液体的平均表面张力府塔顶：t d = 73. 35 c；二da = 22. 09mN/ m；DB = 24. 44mN/ m进料板：t F 二 83. 76 c；二fa 二 20. 82mN/ m ；FB 二 23. 34mN/ m塔底：tW = 125. 79c；二wa = 15. 82mN/ m 二WB = 18. 77mN/ m精馏段：二 Lm=(24. 4421. 59) / 2 二 21. 86mN/ m提馏段：%(21. 5918. 77) / 20. 18mN/ m6.液体的平均粘度比,m塔顶：t
12、 D = 73. 35 cda 二 0. 332mpa sDB = 0. 457mpa s加料板：t F = 83. 76 c .Lfa 二 0. 298mpa s 丄FB 二 0. 416mpa s塔底：t f = 125.79 c,= 0. 206mpa s , Jf 0. 302mpa s精馏段：%沪(0.3330. 334) / 2 二 0. 3335mpa s（五）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V =（R 1）D2.52558.62 二 148. 02Kmol/ h汽相体积流量VsVMm3600 ；vm14802 8304 =1.43m3/s 36002.38液相回流摩尔流率=RD
13、 =1. 52558. 62 二 89.40Kmol/ h液相体积流量LsLMU89.40二 0. 0025m5 / s3600886. 05（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算1. 塔径 1） 初选塔板间距 Ht = 400mm及板上液层高度h）_ = 50mm则:2） 按Smith法求取允许的空塔气速 Umax （即泛点气速uF ）查Smith通用关联图得 C20 = 0. 075er,0 221. 86 o 2负荷因子 C =。20(色)=0.075 ()= 0.076320 20泛点气速：886. 05 - 2. 38Umax = 0. 07631. 47m/ s m/s2. 383)
14、 操作气速取 u = 0. 7umax = 0. 71.47 = 1.029m / s4) 精馏段的塔径圆整取D = 1400mm塔截面积为 AtD2(1.4) 1.539m2441 42此时的操作气速u0. 935m/ s2. 0112. 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1）溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰溢流堰长（岀口堰长）Iw取lw = 0.6D = 0. 61.4 二 0.84m岀口堰高hw查得E=1.020. 055，即:降液管的宽度Wd和降液管的面积 Af由 I w / D = 0. 66，查化原下 P147 图 11-16 得Wd / D = 0. 1, A / A 二Wd = 0. 14m, A = 0.
