苯-氯苯分离板式精馏塔设计

1苯-氯苯分离板式精馏塔的设计1设计题目试设计一座苯－氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为___99.8%___的氯苯___6500___吨/年，塔顶馏出液中含氯苯不得高于___2%___，原料液中含苯__62%____（以上均为质量分数）2操作条件塔顶压力常压进料热状态泡点进料回流比自选塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）单板压降≤0.7kPa。3塔板类型筛孔板4工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行5设计内容5.1设计方案的确定本设计任务为分离苯－氯苯连混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。5.2精馏塔的物料衡算5.2.1原料液及塔顶、塔底的摩尔分率：苯的摩尔质量AM=78.11kg/kmol氯苯摩尔质量BM=112.5kg/kmolFx=0.62/78.110.62/78.110.38/112.5=0.701Dx=0.98/78.110.98/78.110.02/112.5=0.986Wx=0.002/78.110.002/78.110.998/112.5=0.0035.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量FM=0.70178.11+(1-0.701)112.5=88.393kg/kmolDM=0.98678.11+(1-0.986)112.5=78.591kg/kmolWM=0.00378.11+(1-0.003)112.5=112.397kg/kmol25.2.3物料衡算产物处理量W＝65001000300248.032112.397kmol/h总物料衡算F=D+8.032苯物料衡算0.7010.9860.0038.032FD联立解得D=19.67kmol/hF=27.702kmol/h5.3塔板数的确定图100.10.20.30.40.50.60.70.80.9100.10.20.30.40.50.60.70.80.91xy5.3.1理论板层数TN的求取5.3.1.1由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，画出x-y图，见图1。5.3.1.2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中的对角线上，自（0.701，0.701）作垂线即为进料（q线），该线与平衡线的交点坐标为qy=0.921qx=0.701故最小回流比为minR=Dqqqxyyx=0.9860.9210.9210.701=0.295取操作回流比为R=2minR=20.295=0.5933.1.3求精馏塔的气、液相负荷L=RD=0.5919.67=11.605kmol/hV=(R+1)D=1.5919.67=31.275kmol/h'L=L+F=11.605+27.702=39.307kmol/h'V=V=31.275kmol/h5.3.1.4求操作线方程精馏段操作线方程为1ny=1RRnx+1DxR=0.591.59nx+0.9861.59=0.371nx+0.620（1）提馏段操作线方程''1''39.3078.0320.0031.2570.000831.27531.275mmWmmLWyxxxxVV（2）5.3.1.5采用逐板法求理论板层数相对挥发度1(1)qqqxyx将qy=0.921qx=0.701代入上式解得=5故相平衡方程为(1)54yyxyy（3）联立（1）、（2）、（3）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝器，则10.986Dyx。由（3）式求得第一块板下降液体组成1110.9860.93454540.986yxy利用（1）式计算第二块板上升蒸汽组成为210.3710.6200.3710.9340.6200.967yx交替使用式（1）和式（3）直到nFxx，然后改用提馏段操作线方程，直到nWxx为止，计算结果见下表。板号12345678910y0.9860.9670.9370.8980.8010.5600.2540.0800.0210.0044x0.93408540.7480.638Fx0.4460.2030.0640.0170.0040.001Wx图2精馏塔的理论塔板数为TN=10（包括再沸器）进料板位置4FN5.3.2实际板层数的求取精馏段实际板层数36.470.47N精提馏段实际板层数714.9150.47N提5.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；5.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P101.3DkPa每层塔板压降0.7PkPa进料板压力101.30.77106.2FPkPa精馏段平均压力(101.3106.2)103.82mPkPa5.4.2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度80.5DtC进料板温度89.3FtC精馏段平均温度(80.589.3)84.92mtC5.4.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由10.986Dxy，查图2，得10.934x0.98678.11(10.986)112.578.591/VDmMkgkmol0.93478.11(10.934)112.580.380/LDmMkgkmol进料板平均摩尔质量计算由图2中的数据，得50.898Fy0.638Fx0.89878.11(10.898)112.581.618/VFmMkgkmol0.63878.11(10.638)112.590.559/LFmMkgkmol精馏段平均摩尔质量78.59181.61880.105/2VmMkgkmol（）80.38090.55985.470/2LmMkgkmol（）5.4.4平均密度计算5.4.4.1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即3103.880.1053.105/8.314(84.9237.15)mVmVmmPMkgmRT5.4.4.2液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即V1iima塔顶液相平均密度的计算由80.5DtC，查手册得3814.4/Akgm31041.4/Bkgm31820.21/0.980.02814.41041.4LDmkgm进料板液相平均密度的计算由89.3FtC，查手册得3804.5/Akgm31031.3/Bkgm进料板液相的质量分率0.63878.110.5500.63878.110.362112.5Aa31895.78/0.5500.451031.3804.5LFmkgm精馏段液相平均密度为3820.21895.78858/2Lmkgm65.4.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmiix塔顶液相平均表面张力的计算由80.5DtC，查手册得21.21/AmNm23.70/BmNm0.98621.210.01423.7021.24/LDmmNm进料板液相平均表面张力为由89.3FtC，查手册得20.14/AmNm22.74/BmNm0.63820.140.36222.7421.08/LFmmNm精馏段液相平均表面张力为21.2421.0821.16/2LmmNm5.4.6液体平均粘度液相平均粘度依下式计算，即lglgLmiix塔顶液相平均粘度的计算由80.5DtC，查手册得0.307AmPas0.426BmPaslg0.986lg0.3070.014lg0.426LDm解得0.308LDmmPas进料板液相平均粘度的计算由89.3FtC，查手册得0.283AmPas0.398BmPaslg0.638lg(0.238)0.362lg(0.398)LFm解得0.320LFmmPas精馏段液相平均表面张力为70.3080.3200.3142LmmPas5.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为331.27580.1050.224/360036003.105VmsVmVMVms3L11.60585.450.0004/36003600858LmsmLMLms由maxLVVuC式中的C由式0.220()20LCC计算，其中20C由图5-1查取，图的横坐标为1/21/20.000336008580.0220.22436003.105hLhVLV取板间距0.40THm，板上液层高度0.06Lhm，则0.400.060.34TLHhm查图5-1得20C=0.0620.20.22021.160.0620.06272020LCCmax8583.1050.06271.04/3.105ums取安全系数为0.6，则空塔气速为max0.60.61.040.624/uums440.2240.680.624sVDmu按标准塔径圆整后为D=0.7m塔截面积为2220.70.38544TADm实际空塔气速为0.2240.582/0.385ums5.5.2精馏塔有效高度的计算8精馏段有效高度为(1H(71)0.42.4TZNm精精）提馏段有效高度为(1H(151)0.45.6TZNm提提）在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m故精馏塔的有交高度为Z=Z0.82.45.60.88.8Zm精提5.6塔板主要工艺尺寸的计算5.6.1溢流装置计算因塔径D＝0.7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：5.6.1.1堰长Wl取0.60.60.70.42WlDm5.6.1.2溢流堰高度Wh由WLOWhhh选用平直堰，堰上液层高度OWh由式232.841000hOWWLhEl近似取E=1，则232.840.0004360010.006510000.42OWhm取板上清液层高度60Lhmm故0.060.00650.0535Whm5.6.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由0.60WlD查图5-7，得0.056fTAA0.108dWD故20.0560.0560.3850.022fTAAm0.1080.1080.70.076dWDm9依式T3600fhAHL验算液体在降液管中停留时间，即T360036000.0220.42250.00043600fhAHssL故降液管设计合理。5.6.1.4降液管底隙高度0h0'03600hWLhlu取'00.07/ums则00.000436000.01836000.420.07hm00.05350.0180.03550.006Whhmm故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度'50Whmm。5.6.2塔板布置5.6.2.1塔板的分块因800Dmm，故塔板采用整块板。5.6.2.2边缘区宽度确定取'0.05,0.035sscWWmWm5.6.2.3开孔区面积计算开孔区面积aA按式22212sin180arxAxrxr计算其中0.70.0760.050.22422dsDxWWm0.70.0350.31522cDrWm故222120.3150.22420.2240.3150.224sin0.256180