苯与氯苯精馏塔设计Word格式文档下载.docx

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（1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定

（2）塔板的流体力学校核

（3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定

4、辅助设备选型与计算

5、设计结果汇总

6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

7、设计评述

设计说明书

1.1塔设备的类型

设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。

根据塔汽液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行汽液与传热。

正常操作下，气相为分散相。

液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。

在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。

1.2塔设备的性能指标

为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：

①使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离；

②在塔使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。

从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：

①通量——单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；

②分离效率——单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；

③适应能力——操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。

塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。

1.3板式塔与填料塔的比较

工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：

①生产能力；

②分离效率；

③塔压降；

④操作弹性；

⑤结构、制造及造价。

①生产能力填料塔件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。

②分离效率一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。

在减压、常压和低压（压力小于0.3MP）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。

③塔压降填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。

④操作弹性一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。

⑤结构、制造及造价填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。

1.4精馏原理

塔分离均相液态混合物的原理：

蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点）组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。

由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。

塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

苯—氯苯混合液原料经预热器加热到露点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。

塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。

塔底产品经冷却后送入贮槽。

流程图如上图

2.精馏塔的物料衡算

塔顶产品组成氯苯含量不得高于1.7%;

塔底产品组成含氯苯为98%.

3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型）

苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压

温度℃

80

90

100

110

120

130

131.8

苯

760

1025

1350

1760

2250

2840

2900

氯苯

148

205

293

400

543

719

不大于。

由《化学化工物性数据手册》P174可知：

表5-1苯和氯苯的物理性质

项目

分子式

分子量M

沸点（K）

临界温度tC（℃）

临界压强PC（atm）

苯A

氯苯B

78.11

112.6

353.3

404.9

562.1

632.4

48.3

44.6

由《石油化工基础数据手册》P457及插计算可知：

表5-2液体的表面力

温度

60

140

苯，mN/m

23.74

21.27

18.85

16.49

14.17

氯苯，mN/m

25.96

23.75

21.57

19.42

17.32

由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：

表5-3苯与氯苯的液相密度

温度（℃）

苯,kg/

836.6

815.0

792.5

768.9

744.1

氯苯,kg/

1064.0

1042.0

1019.0

996.4

972.9

由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：

表5-4液体粘度µ

苯（mP.s）

0.381

0.308

0.255

0.215

0.184

氯苯（mP.s）

0.515

0.428

0.363

0.313

0.274

2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol

氯苯的摩尔质量MB=112.561kg/kmol

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

2.1.3物料衡算

原料处理量F

总物料衡算

苯物料衡算

得D=34.636Kmol/h

W=12.974Kmol/h

2.2.塔板数的确定

2.2.1理论板层数NT的求解

苯—氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。

①由任务书给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据（表1-1），可得苯—氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：

表1-2苯-氯苯气液平衡数据

t/℃

x

1.003

0.679

0.444

0.128

0.020

0.001

y

1.001

0.914

0.786

0.379

0.075

0.003

根据气液平衡数据，可绘出x—y图，如下图（1—1）

图1—1苯—氯苯的平衡曲线

根据平衡曲线图，可求出理论板数：

图1—2图解法求理论板数

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。

在图1-1中对角线上，自点e（0.727,0.727）作垂线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：

故最小回流比为

取操作回流比为

③求精馏塔的气、液负荷

④求操作线方程

精馏段操作线方程为

提馏段操作线方程为

⑤图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，如图1—2所示。

求解结果为

总理论板层数=10（包括再沸器）

进料板位置4

2.2.2实际板层数的求取

精馏段实际板层数

提馏段实际板层数

2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1精馏段操作压力计算

塔顶操作压力KPa

每层塔板压降△P=0.7KPa

进料板压力KPa

精馏段平均压力KPa

2.3.2提馏段操作压力的计算

塔底操作压力KPa

提馏段平均压力KPa

2.3.3操作温度计算

根据苯—氯苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯—氯苯的t—x—y图，见下图

图1—3苯-氯苯的气液平衡相图

由图可知：

塔顶温度：

t=80.4℃

进料板温度：

t=89.1.℃

精馏段平均温度:

℃

塔底温度：

t=130℃

提馏段平均温度：

℃

2.3.4平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由，查得平衡曲线（见图1—2），得

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板（见图1—2），得

查平衡曲线（见图1—2）得

精馏段平均摩尔质量

2.3.5平均密度的计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算

②液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算

塔顶液相平均密度的计算

，

由查手册得

进料板液相平均密度的计算

进料板液相质量分率

精馏段液相平均密度为

2.3.6液体平均表面力计算

液体平均表面力依下式计算

∑

塔顶液相平均表面力的计算

进料板液相平均表面力的计算

由

查手册得

则精馏段平均表面力：

2.3.7液体平均黏度的计算

液体平均黏度依下式计算

塔顶液相平均粘度的计算：

进料板液相平均粘度的计算

‘

解出

2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算

2.4.1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

由

式中C由计算，其中的C20由附图1师史密斯关联图查取。

图的横坐标为

板间距与塔径关系表5-5

塔径DT，m

0.3～0.5

0.5～0.8

0.8～1.6

1.6～2.4

2.4～4.0

板间距HT，mm

200～300

250～350

300～450

350～600

400～600

根据上表，取板间距HT=0.4m,板上液层高度,则

查附图1—1得

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径园整后为

塔截面积为实际空塔气速为

2.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为