1、苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.8%的氯苯 25000 吨/年，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯为 30%（以上均为质量% ） 。二、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.塔釜加热蒸汽压力 506kPa；5.单板压降不大于 0.7kPa；6.年工作日 300 天，每天 24 小时连续运行。三、设计内容1、精馏塔的物料衡算及塔板数的确定2、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3、精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算4、塔板的流体力学验算5、塔板的负荷性能图的绘制6、精馏塔接管尺寸计
2、算7、绘制带控制点的生产工艺流程图8、绘制主体设备图四、基础数据1.组份饱和蒸汽压 （mmHg）ip温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯 148 205 293 400 543 719 7602.组分的液相密度 （kg/m 3）温度， （） 80 90 100 110 120 130苯 817 805 793 782 770 757氯苯 1039 1028 1018 1008 997 9853.组分的表面张力 （mN/m）温度， （） 80 85 110 115 120 131苯 21
3、.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4五、工艺计算及主体设备设计（一） 精馏塔的物料衡算及塔板数确定（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78 和 112kg/kmol。70.12/3.078/.xF985././9.D0287.1/98.07/2.xW（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kg/mol2.85170.078MF 7985D /l9.1.2.W（3）物料衡算依题给条件：一年以 300 天，一天以 24 小时计，有：原料处理量 F= hKmol45.08.24305总
4、物料衡算 F=D+W氯物料衡算 0.770F=0.985D+0.00287W联立解的F=40.45 hKmolD=31.59W=8.85 l（二） 塔板数的确定1 理论板层数苯氯苯物系属于理想物系 采用阶梯求解法求取 TN1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx依据 ， ，将所得计算结果列表如下BABt p/ptAp/xy温度， （） 80 90 100 110 120 130 131.8i苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900氯苯 148 205 293 400 543 719 760x 1 0.677 0.442 0.265 0.127
5、0.019 0两相摩尔分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0本题中，塔内压力接近常压，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 平衡关系的yx影响完全可以忽略。2.确定操作回流比 R将表中数据作图的 曲线及 。在 图上，因 q=1yxyxt查的 ，而 ， 。947.0ye70.Fe985.D21.945.8xyReDm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流比的 2 倍，即： 430.15.R2m3求理论塔板数精馏段操作线： 69.03.1RxyD提留段操作线为过（0.00287,0.00287）和（0.77
6、0,0.921）两点的直线。2 实际塔板数 pN1.全塔效率 TE选用 公式计算。式中的 为全塔平均mlog61.07. m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+131.8）=106，在此平均温度下查化工原理附录得： ， 。smPa24.0AsPa34.0B26.71.7x1FBFAm 5.6log.log6.07.EmT2.实际塔板数 （近似区两段效率相同）pN精馏段： 块，取 块5.73./418N1p提馏段： 块，取 块2102p 32总塔板数： 块Np（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算1.平均压强取每层塔板压降为 0.7KPa 计算。塔顶： kPa
7、3.1054.P D加料版： 9.87F平均压强： ka1.02/.m2.平均温度 t塔顶为 80，加料板为 89。5.82/0tm3.平均分子量 mM塔顶： ，985.0xyD1 940.1xkg/mol51.7827m,V 加料板： ，947.0yF0.xFkg/mol0.8791294.07894.0Mm,VF 5,LD精馏段： kg/mol16.79280.51.7m,V/l3./.4.M,L4 平均密度 m1.液相平均密度 m,L塔顶： 3A,LD kg/m0.8176.1392186.392tB, 905405743,LDAm, kg/5.8201.0392.871 mLDBa进料
8、板： 3, kg/m4.80691.6. tALF, 520657425742B3, kg/40.8625.102934.8671 mLFBLFAmLFa精馏段: 3, /5.1/4.86.m2.气相平均密度 V,3m,V, kg/m90.25.827314.80RTMP5 液体的平均表面张力 m塔顶： ，mN/08.21,ADmN/02.6,BD/16.985.4., BAmDx进料板： ，/21.0,AF /2.,BFmN/04.27.26598.021, FABAmFx精馏段： /./4.m6 液体的平均粘度 L, smPa318.04.5.098.315.0, DBAmLDx加料版：
9、s.2.47.28, mLF精馏段： Pa380/310, （四) 精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 kmol/h17.459.4.DRV汽相体积流量 /s32.0.36360,s mVM汽相体积流量 /h12./s4. 3h液相回流摩尔流率 kmol/h58.19RDL液体体积流量 /s0372.4.36058.m,Ls （五）塔和塔板的主要工艺尺寸计算1 塔径。1.初选塔板间距 及板上液层高度50HTm70hLm48.07.50hHLT2按 Smith 法求取允许的空塔气速 maxu01853.9.2134.05.5.0 VLs查 Smith 通用关联图的 .C0负荷因子 093.2695.2C.0泛点气速： 581.90./45.81093./VLmax u sm3.操作气速取 m/s1.7.0axu4.精馏段的塔径 m62.01.43/2.04/VDs 取整 D=600mm。2 塔板工艺结构尺寸的计算
