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(完整word版)苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

来源：六九路网

西华师范大学

本科生作业（设计）手册

题目：苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计学院名称：化学化工学院专业名称：年级：2009 级班级：班姓名：学号: 指导老师：唐聪明

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苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务书

(一）设计题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.58％的氯苯24000吨，塔顶镏出液中含氯苯不得高于2%,原料液中含氯苯38％（以上均为质量分数)。（二）操作条件

（1）塔顶压力 4kPa（表压) （2）进料热状态自选 (3）回流比自选

（4）塔底加热蒸气压力 0.5MPa （5)单板压降 ≤0。7kPa （三）塔板类型

筛板或浮阀塔板（F1型） (四）工作日

每年300天，每天24小时连续运行。（五）厂址

厂址为天津地区

（六）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；

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(7）探班负荷性能图；（8)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。 (七）设计基础数据

苯—氯苯纯组分的饱和蒸气压数据

131.温度（℃) 80 90 100 110 120 130 8 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 pi 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 3

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1. 设计方案的确定 .............................................................................................................. 5 2。精馏塔的物料衡算 .......................................................................................................... 6

2。1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 ............................................................... 6 2。2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量 ............................................................... 6 2。3物料衡算 ................................................................................................................. 6 3。塔板数的确定 ................................................................................................................... 6

3。1理论板数NT的求取 ............................................................................................ 7 3。2实际板数的求取 .................................................................................................... 9 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .................................................................... 9

4.1操作压力的计算 ....................................................................................................... 9 4。2操作温度的计算 .................................................................................................... 9 4.3平均摩尔质量的计算 ............................................................................................ 11 4.4平均密度的计算 .................................................................................................... 12 4.5液相平均表面张力的计算 ................................................................................... 13 4。6液体平均粘度的计算 ......................................................................................... 13 4。7相对挥发度的计算 ............................................................................................. 14 5。精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ....................................................................................... 14

5。1塔径的计算 ......................................................................................................... 14 5.2塔高的计算 ............................................................................................................ 16 6.塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................................................................... 17

6.1溢流装置的计算 .................................................................................................... 17 6.2塔板布置的计算 .................................................................................................... 18

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7。塔板的流体力学验算 .................................................................................................... 21

7.1塔板压降 ................................................................................................................. 21 7。2液面落差 .............................................................................................................. 22 7。3液沫夹带 .............................................................................................................. 22 7。4漏液 ...................................................................................................................... 22 7.5液泛 ......................................................................................................................... 22 8。探班负荷性能图 ............................................................................................................ 23

8.1精馏段塔板负荷性能图 ........................................................................................ 23 8。2提镏段塔板负荷性能图 ..................................................................................... 26 9。精馏塔接管尺寸计算 .................................................................................................... 29

9.1塔顶蒸气出口管 .................................................................................................... 29 9.2塔顶回流液管 ........................................................................................................ 29 9。3进料管 .................................................................................................................. 30 9。4塔釜出料管 ......................................................................................................... 30 9。5塔釜进气管 ......................................................................................................... 30 10.设计一览表 ..................................................................................................................... 30 11。对设计过程的评述和有关问题的讨论 .................................................................. 32 12.附图 .................................................................................................................................. 33 13。主要符号说明 .............................................................................................................. 34 14。参考文献 ...................................................................................................................... 34

1. 设计方案的确定

本设计任务为分离苯—氯苯混合物.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，

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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宁气冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐.该物系属易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2. 精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78。11kg/kmol 氯苯的摩尔质量 MB=112.56kg/kmol

x62/78.11F0.0.62/78.110.38/112.560.702

x9958/78.11D0.0.9958/78.110.0042/112.560.997

x0.0042/78.11W0.0042/78.110.9958/112.560.006

2。2原料液及塔顶、塔釜的平均摩尔质量

MF0.70278.11(10.702)112.5688.38kg/kmol

MD0.99778.11(10.997)112.5678.21kg/kmol

MW0.00678.11(10.006)112.56112.35kg/kmol

2.3物料衡算

原料处理量 W24000100030024112.3529.67kmol/h

总物料衡算 F29.67D

苯物料衡算 F0.70229.670.006D0.997 联立解得 D70.00kmol/h F99.67kmol/h

3. 塔板数的确定

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3.1理论板数NT的求取

苯—氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

（1）查资料得苯-氯苯物系的气液平衡数据,绘出x-y图，见图1所示。 T(℃） x y 80 1。000 1。000 90 0。677 0。913 100 0.442 0。785 110 0.265 0.613 120 0.127 0。376 130 0。019 0。072 131。8 0.000 0。000 （2)求最小回流比和操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上,自点（0.702，0。702)作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线的交点坐标为：yq0.926 xq0.702 故最小回流比为： RminxDyq0.9970.9260.317

yqxq0.9260.702取操作回流比为: R2Rmin20.3170.634

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1.000ad0.800e0.600by0.4000.2000.000cxFxD0.000xw0.2000.400x0.6000.8001.000图1 x-y图3）求精馏塔的气、液相负荷。

LRD0.63470.0044.38kmol/h

V(R1)D(0.6341)70.00114.38kmol/h

L'LF42.3899.67142.1kmol/h V'V114.38kmol/h

4）求操作线方程

精馏段操作线方程为 yRn1R1xxDnR10.378xn0.618 提镏段操作线方程为 ymL'1LWxW'mL'Wxw1.26xm0.264 5）图解法求理论板数

采用图解法求理论板数，如图1所示。求解结果为

（（（

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总理论板数 NT11 进料板位置 NF5 3。2实际板数的求取 (1)求全塔效率

1x(1x)进料状况为泡点液体，则Rmin1[DxDx] F1F把Rmin0.317 xD0.997 xF0.702代入上式中得 4.8 全塔效率公式ET0.49(0.245L)

LxiL,i0.7020.160.2980.2050.173

把L、代入全塔效率公式得，E0.51 （2）精馏段实际板数 N精40.518 提镏段实际板数 N7.8提0.5115

4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1操作压力的计算

塔顶操作压力 PD101.34105.3kPa 每层塔板压降 p0.7kPa

进料板压力 PF105.30.78110.9kPa 塔底操作压力 PW105.30.722120.7kPa 精馏段平均压力 Pm1(105.3110.9)/2108.1kPa 提镏段平均压力 Pm2(120.7110.9)/2115.8kPa 4。2操作温度的计算

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表1 苯—氯苯Antoine常数数据表

A B C 温度范围（K）苯 6.01907 1204。682 —53.072 279—377 6.06832 1236。034 -48。99 353—422 6.3607 1466.083 -15.44 420-521 氯苯 6。10416 1431。83 -55.515 335-405 6。62988 1897.41 5.21 405-597 ①假设塔顶的泡点温度t82.1oC，则纯组分的饱和蒸气压为

1236.034对苯

lgpoA6.0683248.9982.1273.152.03242 poA107.75kPa对氯苯lgpo

B6.104161431.8355.51582.1273.151.32715 poB21.24kPa代入泡点方程和露点方程，得

xppB105.321.24pp0.972 AB107.7521.24ypApx107.75105.30.9720.994xD

故假设正确，塔顶温度为tD82.1oC

②假设塔顶的进料板温度t90.46C，则纯组分的饱和蒸气压为

对苯

lgp1236.034A6.0683248.9990.46273.152.1397 pA137.93kPa

lgp.83对氯苯

B6.10416143155.51590.46273.151.4578 pB28.628kPa 10

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代入泡点方程和露点方程，得

xppB105.328.628pApB137.9328.6280.702xF 假设正确,故进料板温度为tF90.46C

③假设塔底的泡点温度t132oC,则纯组分的饱和蒸气压为

lgpo1236.034对苯

A6.0683248.99132273.15

poA396.16kPalgpo1897.41对氯苯

B6.629885.21132273.15

poB108.17kPa代入泡点方程，得

xppoB105.3101.42popo0.013xw AB396.16-101.42假设正确，故塔底温度为toW132C

精馏段平均温度 tm1(82.190.46)/286.3C 提馏段平均温度 tm2(13290.46)/2111.2C 全塔平均温度 tm(82.1132)/2107.0C 4。3平均摩尔质量的计算（1）塔顶平均摩尔质量的计算

由xDy10.997，查平衡曲线（见图1），得x10.972

MVDm0.99778.11(10.997)112.5678.21kg/kmol

MLDm0.97278.11(10.972)112.5679.07kg/kmol

（2）进料板平均摩尔质量的计算

由图解理论板得yF0.906，查平衡曲线,得xF0.667

MVFm0.90678.11(10.906)112.5681.34kg/kmol

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MLFm0.66778.11(10.667)112.5689.58kg/kmol

（3）塔底平均摩尔质量的计算

由图解理论板得yn0.013,查平衡曲线，得xn0.009

MVWm0.01378.11(10.013)112.56111.19kg/kmol MLWm0.00978.11(10.009)112.56112.25kg/kmol

(4）精馏段平均摩尔质量

MVM1(78.3281.34)/279.83kg/kmol MLM1(79.0789.58)/284.32kg/kmol

（5）提镏段平均摩尔质量

MVM2(81.34111.19)/296.26kg/kmol MLM2(89.58112.25)/2100.92kg/kmol

4.4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，得精馏段 MVm1Vm1Pm1RT108.179.8386.3273.15)2.89kg/m3

m18.314(提镏段m2MVm2Vm2PRT115.896.26(111.2273.15)3.49kg/m3

m28.314(2）液相平均密度计算

1wiLmi

塔顶tD82.1C时， A912.131.188682.1814.55kg/m3 B1124.41.065782.11036.91kg/m3 LDm10.994/814.550.006/1036.91815.60kg/m3

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进料板tF90.46C时，A912.131.188690.46804.61kg/m3

B1124.41.065790.461028.00kg/m3

w0.66778.11A0.66778.11(10.667)112.560.582

1LFm.582/804.61(10.582)/1028.00885.00kg/m30

塔底tw132C时，A912.131.1886132755.23kg/m3

B1124.41.0657132983.73kg/m3

1LWm0.013/755.23(10.013)/983.73979.88kg/m3

精馏段液相平均密度为 Lm1(815.60885.00)/2850.3kg/m3 提镏段液相平均密度为 Lm2(979.88885.00)/2932.44kg/m3 4。5液相平均表面张力的计算

Lmxii

塔顶tD82.1C时，查得A21.24mN/m B26.21mN/m

LDm0.99421.240.00626.2121.27mN/m 进料板tF90.46C时,查得A20.00mN/m B22.61mN/m LFm0.66720.000.33322.6120.87mN/m 塔底tw132C时，查得A15.02mN/m B18.64mN/m

LWm0.01315.020.98718.6418.59mN/m 精馏段液相平均表面张力为 m1(21.2720.87)/221.07mN/m 提镏段液相平均表面张力为m2(18.5920.87)/219.73mN/m 4。6液体平均粘度的计算

lgmxilgi

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塔顶tD82.1C时， A0.299mPas B0.303mPas

lgLDm0.994lg0.2990.06lg0.303

LDm0.280mPas

进料板tF90.46C时，A0.260mPas B0.369mPas

lgLFm0.667lg0.2600.333lg0.369 LFm0.292mPas

塔底tW132oC时， A0.184mPas B0.197mPas

lgLWm0.013lg0.1840.987lg0.197

LWm0.197mPas

精馏段液相平均粘度为

m1(0.2800.292)/20.286mPas

提馏段液相平均粘度为

m2(0.2920.197)/20..244mPas

全塔液相平均粘度为

L(0.2800.197)/20.238mPas

4.7相对挥发度的计算

塔顶 pA107.75Dp5.B21.2407

塔底pA396.16Wp3.91

B101.42全塔平均相对挥发度为DW5.073.914.45

5。精馏塔的塔体工艺尺寸计算

5.1塔径的计算

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（1）精馏段塔径的计算

VVm13600112.879.83S1VM0.866m3/s

Vm136002.89LLMLm1S1360042.6584.32850.070.0011m3/s

Lm13600由uLVmaxC V式中C由公式CC0.220L20计算，其中C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标为1L1h2VL20.00113600850.hV0.866360032.890.022 取板间距HT0.35m,板上液层高度hL0.05m，则

HThL0.350.050.3m

由史密斯关系图得C200.06

0.21CC220L200.0621.07200.062

umax0.062850.32.892.891.06m/s

取安全系数为0。7，则空塔气速为0.7umas0.742m/s

D4VS1401u.866.140.7421.22m 13按标准塔径圆整后为D1.0m 塔截面积为 AT4D23.1441.020.785m2 实际空塔气速 u0.8660.7851.10m/s （2）提馏段塔径的计算

VV'MVm2114.38S2360096.260.876m3/s Vm236003.49

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LS2L'MLm2142.1100.920.0043m3/s 3600Lm23600932.44LhVhLV12同理

0.00433600932.440.87636003.49120.080

取板间距HT0.35m，板上液层高度hL0.05m，则

HThL0.350.050.3m

查史密斯关系图得C200.057

CC20L200.219.730.0570.057

2012umax0.057932.443.490.93m/s

3.49取安全系数为0.7，则空塔气速为0.7umas0.651m/s

D24VS2u240.8761.31m

3.140.651按标准塔径圆整后为D1.0m 塔截面积为 AT4D23.141.020.785m2 4实际空塔气速 u5.2塔高的计算

0.8761.11m/s

0.785(1)精馏塔有效高度的计算

精馏段的有效高度 Z精(N精1)HT(81)0.352.45m 提镏段的有效高度 Z提(N提1)HT(151)0.354.9m

在进料板上方开一人孔,提馏段中开两个人孔，其高度为0。8m,则有效高度为 ZZ精Z提0.82.454.90.839.75m （2）全塔实际高度

取进料板板间距为0.8m,人孔处的板间距为0.8m，塔底空间高度为2.0m,塔顶空间高度为0.7m,封头

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高度为0。6m，裙座高度为2.0m，则全塔高为

H(nnFnP1)HTnFFFnpHpHDHBH1H2

(22131)0.350.830.80.72.00.62.014.45m

6.塔板主要工艺尺寸的计算

根据塔径和液体流量，选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。 6。1溢流装置的计算

（1)堰长：取lW0.66D0.661.00.66m

（2）溢流堰高度: 由hWhLhOW，选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得其中E近似取1 22精馏段： h2.84OW1ELh132.840.0011360031000l0.0094mW10000.66 取板上清液层高度 hL70mm，则

hW1hLhOW10.070.00940.061m 22提馏段:h2.84Lh232.8403OW21000ElW1000.004336000.660.023m 同理取板上清液层高度 hL70mm，则

hW2hLhOW20.070.0230.047m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 当

lWD0.66时，查表得 Wd0.124，Wd0.1241.00.124m DA

fA0.0722，Af0.07220.7850.0567m2T（4）液体在降液管里停留的时间

(完整word版)苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

精馏段 13600AfHTLh136000.05670.3518.04s5s

36000.001136000.05670.354.6s3s

36000.0043提馏段 23600AfHTLh2故降液管设计合理（5)降液管底隙高度h0 h0Lh 3600lWu0精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取

0.075m/s 0.180m/s u01 u02精馏段 h01Lh136000.00110.022m 3600lWu0136000.660.075Lh236000.00430.036m 3600lWu0236000.660.180提馏段 h02hw1h010.0610.0220.039m0.006mhw2h020.0470.0360.011m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw50mm 6。2塔板布置的计算

选用F1型浮阀，阀孔直径39mm，阀片直径48mm,阀片厚度2mm,最大开度8。5mm，静止开度2。5mm，阀质量为32~34g。（1）阀孔临界速度精馏段 u0Kp1提馏段 u0Kp272.8V10.54872.82.890.5485.86m/s

0.54872.8V20.54872.83.495.28m/s

上下两段相应的阀孔动能因子为：

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F01u0Kp1V15.862.899.962

F02u0Kp2V25.283.499.845

均属正常操作范围。（2)精馏段塔板布置

取边缘区宽度Wc0.055m,安定区宽度Ws0.065m，

开孔区面积AxRx2R221xa2180sinR

 20.3110.44520.31120.4452sin10.31121800.4450.504m 其中，

RD2W1.0D1.0C20.0550.445m，x2WdWs20.1240.0650.311 (3）提馏段塔板布置

取边缘区宽度Wc0.030m，安定区宽度Ws0.055m，

开孔区面积A22R21xa2xRx180sinR

20.3210.47020.32121800.4702sin10.3210.4700.552m2 其中,

RD2W1.0D1.0C20.0300.470m，x2WdWs20.1240.0550.321(4）浮阀数n与开孔率 F1 型浮阀的阀孔直径为39mm 阀孔气速u0F0，其中取F0=8

V浮阀数目nVu0d2/4

0 19

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d开孔率n02

D精馏段 u0 n282.894.71m/s

40.45381

4.710.0390.0393.140.0390.03912.32% 8111提馏段 u0 n84.28m/s 3.4940.45389

4.280.0390.0393.140.0390.03913.54% 8911浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距t0.08m，则排间距t为

Aa0.5040.08296m82.96mm nt810.075Aa0.5520.08270m82.70mm 提馏段 tnt890.075精馏段 t考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值,故取t=80mm=0.08m (5）重新计算孔速及阀数精馏段 n u0Aa0.50473 tt0.082960.08270V2nd0/40.45345.20m/s

730.0390.0393.14 F015.862.899.962

0.0390.03911.10%

11Aa0.55280 提馏段 ntt0.082960.08270 73 u0V2nd0/40.45344.74m/s

800.0390.0393.14 F04.743.498.86

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800.0390.0391112.17%

由此可知，阀孔动能因数变化不大

7。塔板的流体力学验算

7。1塔板压降（1)干板阻力hc的计算精馏段 u1.8250c173.1/V11.82573.1/2.895.872m/s

u01u0c1,则u0.175h01c119.0195.530.175 L1855.510.029m液柱提馏段 u1.8250c21.82573.1/V273.1/3.495.295m/s

u02u0c2,则

hu0.175194.940.175c219.002934.240.026m液柱 L2(2)气体通过液层阻力h1的计算

取充气系数0.5，则hlhL0.50.070.035m液柱（3）液体表面张力的阻力h的计算

hL4

Lgd0精馏段液体表面张力所产生的阻力43hL421.071010.0020m液柱

Lgd0850.079.810.005提镏段液体表面张力所产生的阻力h4L419.731032.810.0050.0017m液柱 Lgd0930.569精馏段每层压降 hp1hc1hlh10.0290.0350.00200.066m pp1hp1L1g0.066850.39.810.55kPa0.7kPa 提馏段每层压降 hp2hc2hlh20.0260.0350.00170.063m pp2hp2L2g0.063932.449.810.58kPa0.7kPa

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故满足设计要求. 7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 7.3液沫夹带（1）精馏段

uaVsAA0.8661.189

Tf0.7850.056763.23.2e5.710uav5.7106LHThf1.18921.071030.352.50.070.13kg液/kg气(2)提镏段

uVsAA0.864a0.05671.186

Tf0.785e5.7106ua3.23.2v5.71061.186LHThf19.731030.352.50.070.07kg液/kg气

7.4漏液

(1）精馏段漏液的验算 u0F0 取F0=5,则

V u502.892.94m/s5.53m/s

故在设计负荷下不会产生过量漏液。 (2）提馏段漏液的验算

u053.492.68m/s4.94m/s 故在设计负荷下不会产生过量漏液. 7。5液泛

为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HThW)，而HdhphLhd

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与气体通过塔板压降所相当的液柱高度精馏段 hp10.066m液柱提馏段 hp20.063m液柱液体通过降液管的压头损失

22精馏段 hLS1d10.153l0.1530.0011m液柱Wh010.660.0220.00088 22提馏段 hd20.153LS2l0.1530.00430.660.036Wh020.0050m液柱板上液层高度

精馏段和提馏段皆为hL0.07m

因此，取0.5,降液管中清液层高度如下：

精馏段 Hd1hp1hL1hd10.0660.0700.000880.1369m (HThW1)0.5(0.350.061)0.2055Hd1

提馏段 Hd2hp2hL2hd20.0630.0700.00500.138m (HThW2)0.5(0.350.047)0.1985Hd2 故，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。

8。探班负荷性能图

8。1精馏段塔板负荷性能图 (1）漏液线(气相负荷下限线）

u0F0 取F0=5,又nV

Vu0d20/4故(V2s)min4d0nu040.0392812.940.284m3/s

据此做出与液体流量无关的水平漏液线① (2）液沫夹带线（气相负荷上限线)

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5.710uaevHhfT6

3.2其中，

uaVSVS1.373VS

ATAf0.7850.0567hf2.5hL2.5hwhow22.53600LS320.0612.84103E0.0.661522.2Ls3

取液沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

已知21.07mN/m， HT0.35m

60.15.7101.373Vs3.221.071030.350.1522.2L23 s整理得：VS0.9210.17L2/3S

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

L3S/(m/s) 0。0006 0.0015 0.0030 0.0045 VS/(m3/s) 0。847 0。787 0.708 0。643 依表中数据在VSLS图中做出液沫夹带线② (3)液相负荷下限线

取平堰、堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件,取E1.0 则 h2.843600LS,min2/3ow1000E(l) w20.0062.843600LS,min310001.00.66

整理上式得Ls,min0.00056m3/s

依此值在VS-LS图中作线即为液相负荷下限线③. （4)液相负荷上限线

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以4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AfHTL4

s(LAfHT0.05670.35S)max440.005m3/s

依此值在VS-LS图中作线即为液相负荷上限线④ (5）液泛线

令Hd(HThW)

由 HdhphLhd hphch1h h1hL hLhWhOW 联立整理得 aV222sbcLsdLs3

式中 a0.051v0.0512.89(A2()2()0.101 0C0)L(0.1010.5320.772)850.3 bHT(1)hW0.50.35(0.50.51)0.0610.114 c0.153/(lWho)20.153(0.660.022)2725.7 d2.84103E(1)(36002l)32.84103(10.5)(36002366)1.32w0.0.101V20.114725.223s7Ls1.32Ls

整理得V21.137185L2ss13.1L23s

在操作范围内任取几个LS，依上式计算出VS的值列于表中。

L3S/(m/s) 0.0006 0。0015 0。0030 0。0045 VS/(m3/s) 1.034 0.942 0。793 0。627 依此值在VS—LS图中作线即为液泛线⑤

将以上5条线标绘于VSLS图中，即为精馏段负荷性能图，见图2. 由图知，本设计塔上限为液泛控制，下限为漏液控制.

故 25

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读图，V3s,man0.653m/s Vs,min0.284m3/s 故操作弹性为Vs,man/Vs,min0.653/0.2842.30 8.2提镏段塔板负荷性能图 (1)漏液线（气相负荷下限线)

u0F0 取F0=5，又nVVu0d2

0/4故(V2s)min4d0nu040.0392892.680.285m3/s

据此做出与液体流量无关的水平漏液线① （2）液沫夹带线（气相负荷上限线）

5.71062eua3.vHThf

1.200图2 精馏段筛板负荷性能图1.000⑤0.800②0.600③④0.4000.200①0.0000.00000.00100.00200.00300.00400.00500.0060

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图3 提镏段筛板负荷性能图1.21⑤0.8②sV0.6③④0.40.2①00.00000.00100.00200.00300.00400.00500.0060Ls 其中,

uVSaAAVS7850.05671.373VSTf0.hf2.5hL2.5h2.50.0472.84103E3600LS32whow20.660.1182.2Ls3 取液沫夹带极限值ev为0.1kg液/kg气

已知19.73mN/m， HT0.35m

6.20.15.7101.373Vs319.731030.350.1522.2L2s3 整理得：VS0.909.96L2/3S

在操作范围内任取几个LS值，依上式算出相应的VS值列于下表中

LS/(m3/s) 0.0006 0.0015 0。0030 0。0045 VS/(m3/s) 0.829 0。769 0。693 0。629

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依表中数据在VSLS图中做出液沫夹带线② (3)液相负荷下限线

取平堰、堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，取E1.0 则 h2.84ow1000E(3600LS,minl)2/3 w20.0062.841.03600LS,min310000.66

整理上式得Ls,min0.00056m3/s

依此值在VS—LS图中作线即为液相负荷下限线③。（4）液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AfHTL4

s(LAfHT0.05670.353S)max440.005m/s

依此值在VS-LS图中作线即为液相负荷上限线④ (5）液泛线

令Hd(HThW)

由 HdhphLhd hphch1h h1hL hLhWhOW 联立整理得 aV2sbcL2sdLs23

式中 a0.051(A)2(v)0.0510.772)2(3.49932.44)0.111

0C0L(0.1010.532 bHT(1)hW0.50.35(0.50.51)0.0470.128 c0.153/(l0.153Who)2(0.660.036)2271.0

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3600236002d2.84103E(1)(l)32.84103(10.5)(30.66)1.32 w0.111V20.128271.0L21.32L23sss 整理得V21.152441L211.89L23sss

在操作范围内任取几个LS，依上式计算出VS的值列于表中。

L3S/(m/s) 0.0006 0。0015 0.0030 0。0045 V3S/(m/s) 1。065 0.989 0。881 0.776 依此值在VS—LS图中作线即为液泛线⑤

将以上5条线标绘于VSLS图中,即为提馏段负荷性能图,见图3。由图知,本设计塔上限为液泛控制,下限为漏液控制。读图,Vs,man0.527m3/s Vs,min0.285m3/s 故操作弹性为Vs,man/Vs,min0.527/0.2851.85

9.精馏塔接管尺寸计算

9.1塔顶蒸气出口管

VVRTDS3600p114.388.314(82.1273.15)105.30.891m3/s

D3600选择蒸气速度u20m/s，则 d4VS91u40.83.14200.238m238mm

选择无缝钢管2738mm 9。2塔顶回流液管

LLDm360044.3879.07sLM3600815.600.0012m3/s

LDm选择回流液流速u1.6m/s,则

故

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d4LS0.0012u43.141.60.0095m95mm

选择无缝钢管1084mm 9。3进料管

FsFMLFm360099.8889.58885.00.0028m3/s

LFm3600选择进料液流速u1.6m/s,则 d4FS40.u00283.141.60.038m38mm 选择无缝钢管383mm 9。4塔釜出料管

LL'MLWm142.5712.25s3600979.880.0288m3/s

LWm3600选择塔釜出料液流速u1.6m/s，则

d4L'S40.0288u3.141.60.151m151mm

选择无缝钢管1594.5mm 9。5塔釜进气管

选择蒸气速度u20m/s，则 ' V'VRTW114.s3600P388.314(132273.15).70.887m3/s W3600120 d4V's40.887u3.14200.238m238mm

选择无缝钢管2738mm

10.设计一览表

表一物料衡算结果

(完整word版)苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

序号项目符号单位数值备注 1 塔顶摩尔分数 xD 1 0.997 2 塔顶平均摩尔质量 MD kg/kmol 78．21 3 塔顶流量 D kmol/h 70.00 4 进料摩尔分数 xF 1 0.702 5 进料液平均摩尔质量 MF kg/kmol 88.38 6 进料流量 F kmol/h 99。67 7 塔釜摩尔分数 xW 1 0。013 8 塔釜平均摩尔质量 MW kmol/h 112.35 9 塔釜产品流量 W kmol/h 29。67

表二精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果

序号项目符号单位数值备注精馏段提镏段 1 每层塔板压降 p kPa 0.7 2 平均压力 pm kPa 108。1 115。8 3 平均温度 tm oC 86.3 111.2 4 平均粘度 m mPas 0。286 0。244 ET0.505 液相平均摩尔质量 MLm kg/kmol 84。32 100。92 6 气相平均摩尔质量 MVm kg/kmol 79.83 96.26 7 液相平均密度 3Lm kg/m 850.3 932。44 8 气相平均密度 Vm kg/m3 2。89 3.49 31

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9 平均表面张力 Lm mN/m 21.07 19.73

表三浮阀塔板工艺设计结果

数值序号项目符号单位备注精馏段提镏段 1 堰长 lW m 0.66 2 堰高 hW m 0。061 0。047 精馏段和3 弓形降液管界面积 Af m 0。0567 提馏段塔4 弓形降液管宽度 Wd m 0。124 径、堰高、5 降液管底隙高度 h0 m 0。022 0.036 降液管底隙6 横排孔心距 t m 0。08 高度进行统7 排间距 t m 0.08 一圆整，以8 浮阀数 N0 1 73 80 便加工。 9 开孔率  % 11.10 12.17

表四接管尺寸计算结果

序号项目规格材料 1 塔顶蒸气出口管 2738mm 无缝钢管 2 塔顶回流液管 1084mm 无缝钢管 3 进料管 383mm 无缝钢管 4 塔釜出料管 1594.5mm 无缝钢管 5 加热蒸气进口管 2738mm 无缝钢管

11. 对设计过程的评述和有关问题的讨论

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1。本设计设计了一套每含氯苯99.09％的苯—氯苯混合料液分离过程板式精馏塔工艺。为了满足生产工艺的要求，对精馏塔进行物料衡算、对塔的工艺条件及物性数据和塔体、塔板工艺尺寸进行了计算，还绘制了工艺流程图, 并对塔的主要接管的尺寸进行了计算. 2。浮阀塔的优点是结构简单，制造维修方便，造价低。

3。本设计过程中理论板梯级图以及精馏塔筛板负荷性能图均为电脑绘图,误差较小，计算时保留小数位数不同,采用近似计算等都会造成一定误差，但作为工程上的初步计算，可认为基本准确合理. 4。由于理论知识不够，在选材设计上参考了大量资料，故计算结果可能近似或雷同。

5.通过这次课程设计,本人从中获益颇多，不仅学会了对精馏塔的物料衡算，工艺流程图的绘制及对参考文献的查阅,而且巩固了以学的化工原理及相关课程知识.

12.附图

附图1 生产工艺流程图

附图2 板式塔总体结构简图 33

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13.主要符号说明

Af——降液管面积，m2； AT——塔

截面积,m;

2C—计算Vmax时负荷系数，量纲为一； C20——液体表面张力为20mN/m时的负荷因子，量纲为一；

D——塔顶馏出液流量，kmol/h； D-—塔径，m； d0——筛孔直径，mm；

E—-液流收缩系数,量纲为一； F—-进料流量，kmol/h； g——重力加速度,m/s2； H—-塔高，m或mm;

hT——板间距,m；

hc-与干板压强相当的液相高度

ht—与气相穿过板上液层高度压强降

相当的液柱高度，m；

hL-—板上液层高度，m；

h0 -—降液管底隙高度,m； how—-堰上液层高度，m；

hp—与单板压强降相当液层高度，m; hw-—溢流堰高度，m；

h—-与克服液体表面张力的压强降相当的液柱高度，m；

L-—塔内下降液体的流量，kmol/h；

14.参考文献

Lh——液体流量,m3/h； Ls-—塔内下降液体流量，m3/s;

lw——溢流堰长度，m； N——塔板数； N——实际塔板数；

NT-—理论塔板数;

n——筛孔数，个；

P——操作压强，Pa或kPa；

P——压强降，Pa或kPa；

q-—进料热状况参数; R—-回流比;

t—-筛板中心距，mm；

u-—空塔气速，m/s；

u'0——降液管底隙处液体流速，m/s；

ua-按开孔流通面积计算气速,m/s；

u0-—筛板气速，m/s； uow

-—漏液点气速，m/s；

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［1］《化工原理课程设计》（第二版），中国石化出版社，马江权、冷一欣，2011年［2］《化学工程基础》（第二版）,高等教育出版社，武汉大学，2009年

［3］《化工原理（下）》（第二版），高等教育出版社，天津大学化工院，柴诚敬、贾绍义等,2010年

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