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1、苯-氯苯分离浮阀精馏塔的工艺流程设计摘 要本设计书对苯和氯苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算等。采用浮阀精馏塔，塔高14.37米，塔径1.2米，计算理论板数为8。算得全塔效率为0.52。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为6，提馏段实际板数为11。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，满足设计要求。关键词：分离 提纯或回收 苯_氯苯 精馏 浮阀塔 设备结构一苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度
2、为98%的氯苯3.2万吨/年，塔顶馏出液中苯含量不低于98%，塔底馏出液中苯含量不高于0.2%，原料液中含苯65%（以上均为质量%）。1.2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.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；1.3塔板类型浮阀塔板（F1型）。1.4工作日每年330天，每天24小时连续运行。1.5厂址厂址为天津地区。1.6设计内容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
3、.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。二、塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F5000kg/h；回流比R（自选）；进料热状况，；塔顶压强，；单板压降不大于。已知数据如下表所示：表3-1 苯和氯苯的物理性质项目分子式分子量M（g/mol）沸点（K）临界温度tC（）临界压强PC（atm）苯A氯苯B78.114112.559353.3404.9562.1632.448.344.6表3-2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温 度 ( )8090100110120130131.8,mmH
4、g760102513501760225028402900，mmHg148205293400543719760X10.6770.4420.2650.1270.01930y10.9130.7850.6130.3760.07220表3-3 液体的表面张力（）温度()8090100110120130苯，mN/m21.220.617.316.816.315.3氯苯，mN/m26.125.722.722.221.620.4表3-4 苯与氯苯的液相密度温度()8090100110120130苯,kg/817805793782770757氯苯,kg/1039102810181008997985表3-5 液体粘
5、度温度()6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.2742.1塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率2）平均分子量 2.2、全塔物料衡算总物料衡算 （1） 易挥发组分物料衡算 （2）联立上式（1）、（2）解得： 2.3塔板数的确定2.2.3.1塔板数的计算在本设计中，苯氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：（1）根据苯氯苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图（如下图所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表3-2，通过表在t -x-y图直角坐标系中
6、做出平衡曲线和对角线，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点；（2）求最小回流比及操作回流比。因气液混合进料（液：气1：2）即，所以其q线方程为：，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：。取操作回流比：。精馏段操作线方程：其截距为0.493即点，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点，连接点、点可作出提馏段操作线方程。按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为3层，提馏段为5层（不包括再沸器），第4层为加料板图如上图所示 2.2.3.2 全塔效率依式：，
7、根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为：，由表 3-5 及内插知该温度下苯和氯苯的粘度为： 该温度下进料液相平均粘度为： 则 2.2.3.3 实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：（层）2.2.3.4操作压强塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：，塔底压强为：，故精馏段平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为： 2.2.3.5 温度根据操作压强,经计算得塔顶,，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。2.2.3.6 平均分子量塔顶：， 进料板：，塔底： , 则精馏段平均分子量：，提馏段平均分子量：， 2.2.3.7 平均密度1）液相
8、密度根据主要基础数据表3-4，由内插法得：塔顶：，塔底：，加料板：，由（为质量分率）故塔顶： ，即；塔底：，即；进料板，由加料板液相组成，故故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：2） 气相密度 2.2.3.8. 液体表面张力根据主要基础数据表3-3，由内插法得：,，,，。 暂此则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：2.2.3.9 液体粘度 根据主要基础数据表3-5，由内插法得：,，,， ,。 故精馏段平均液相粘度： 提馏段平均液相粘度： 三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计精馏段：提馏段： 3.1 塔径塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6 板间距与塔径关系塔径DT，m0
9、.30.50.50.80.81.61.62.02.44.02.4板间距HT，mm200300300350350450450600500800=600图4-1 SMITH 关联图根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查史密斯关联图，可得。依式 校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速为：提馏段： 查史密斯关联图，可得；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.7（安全系数0.60.8），则故。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速为：3.2 溢流装置选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计
10、算如下：1)溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为0.65D，即2)出口堰高：由，精馏段：提馏段：查液流收缩系数计算可知：为1.020,由得，精馏段：故；查液流收缩系数计算可知：为1.028,因此可得，提馏段： 故3)降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积得：，, ，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s（5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高度为：精馏段 提馏段3.3 塔板分布及浮阀数目及排列3.3.1 塔板分布 选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm3.3.2 浮阀数目与排列3.3.2
11、.1 精馏段取阀孔动能因子 ，则孔速 m/s每层塔板上浮阀数目为 块取边缘区宽度 m，破沫区宽度 m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中 =0.733 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距： mm 考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用90mm，而应小于此值。故取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数105个 按N=105个重新核算孔速及阀孔动能因数，=12.16 阀孔动能因数变化因数不变，仍在913范围内，塔板开孔率 。 图4-2阀孔排列方式3.3.2 提馏段
12、 取阀孔动能因子=12，则 m/s每层塔板上的浮阀数目为 块按t=75 mm，估算排间距， mm取 mm，排得阀数为53块。按53块重新核算孔速及阀孔动能因数， m/s 阀孔动能因数变化不大，开孔率=浮阀排列方式如图所示：图4-3 提馏段阀孔排列方式3.4 塔板的流体力学计算3.4.1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算1 精馏段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.047 m 2）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： m Pa2 提馏段 1）干板阻力 m/s因 故=0.042 m/s2）板上充气液层阻力 取 m 3）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：m Pa3.5 淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：即。3.5.1 精馏段1 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 m2 液体通过降液管的塔头损失 m3板上液层高度 0.07m ，则 m 取=0.5，已选定 m,m 则 所以符合防淹塔的要求。3.5.2 提馏段1 单板压降所相当的液柱高度m2 液体通过降液管的压头损失： m3 板上液层高度：0.07m ，则 m 取=0.5，则 m，可见 所以符合防淹塔的要求。3.6 物沫夹带 3.6.1 精馏段 泛点率=
