苯-氯苯精馏计算部分

1 .流程的确定和说明1.1 设计原则确定工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素， 使生产达到技术先进、 经济合理的要求， 符合优质、 高产、 安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。（ 1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。（ 2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。（ 3）保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.2 设计方案的确定精馏方式： 本设计采用连续精馏方式。 原料液连续加入精馏塔中， 并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（ 2） 操作压力： 本设计选择常压， 常压操作对设备要求低， 操作费用低， 适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。29(3)塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理 能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。(4)加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精储塔 内。2全塔的物料衡算2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmQ lXf40/78.1140/78.11 60/112.610.490XD98/78.1198/78.11 2/112.610.9860.2/78.110.2/78.11 99.8/112.610.00288xXc精储段平均液相组成XxD 0.7382x x“，提储段平均液相组成X2, xW 0.24622.2平均相对分子质量MF 78.11 0.49 1 0.49 112.5 95.65kg/kmolMd 78.11 0.986 1 0.986 112.5 78.59kg/kmolMW78.11 0.00288 1 0.00288 112.5 112.4kg/kmol2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 300天，一天以 24小时计，有： 3_7W 50000 103/M 氯苯 24 300 5 107/112.5 300 24 61.73kmol/h 全塔物料衡算：F D W0.49F0.986D 0.00288WF 122.35kmol/hD 60.62kmol/hW 61.73kmol/h3塔板数的确定3.1 理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，采用逐板计算法求取N一步骤如下:3.1.1 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x y依据XPt Pb / Pa Pb , y P；x/Pt,将所得计算结果列表如下:表1温度一饱和蒸汽压关系图温度，（C）8090100110120130131.8饱和蒸汽压Pi （mmHg苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.690.4470.2670.1290.01950y10.9160.7850.610.3780.07230本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），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x y平衡关系的影响完全可以忽略。3.1.2 确定塔内组成的平均相对挥发度由（1）中的气液相平衡数据用插值法计算进料温度tF ,塔顶温度tD,塔底温度tw以进料温度的计算为例:100 90tF900.447 0.69Xf 0.69其中 Xf =0.49.解得tF =98.23C同理可得tD 80.47 c, tw 131.53 c.t精微89.35 c, t提储106.00 c,、一.B 由Antoine万程：lg p A 确止在各个温度下的饱和烝汽压:t C其中查得苯的Antoine常数A:6.031 B:1211 C:220.8,代入Antoine方程求得在tF =98.233 , tD =80.47C , tW=131.53C下所对应的Pf 171.84KpaPd 102.65KpaPw 392.54Kpa由 yA PAxA/P(P 为常压 101.3KpaVf0.831Vd0.999yw 0.0112所以由Va/VbXa/XbVa/(1Va)Xa /(1Xa)Vf /(1Vf )FXf /(1Xf )Vd /(1Vd )D Xd /(1Xd )5.11814.1873.923xw /(1xw )最终确定:精储段平均相对挥发度1FD 9.653 2提储段平均相对挥发度2W 4.5212全塔、3 f d w 6.5803.1.3 确定平衡线方程及回流比x/日x得1 (1)x平衡线方程为：y6.58x1 5.58x由于泡点进料，q=1:xexF 0.49, ye 1 (1)xe6.58 0.490 863,而xd 0.986。故有:1 5.58 0.49Rminxdyeyexe0.986 0.863 0.330.863 0.490考虑到精储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1.5倍，即:R 1.5Rmin1.5 0.33 0.4953.1.4确定操作线方程由 R 0.495确定精储段操作线方程为:%1 RR1xn0.331xn 0.660提储段操作线方程为:L yn 1V xnDxD FxFVRD qF(R 1)DDxD-FxF 1.681xn 0.00196 (R 1)D3.1.5逐板计算确定理论塔板数NT泡点进料q=1, Xq xF 0.49 qy1xD0.986从第一块板下降的液体组成由平衡线方程求取：Xi y 0.9156.58 5.58yi第二块板上升的气相组成由精储段方程求取：V2 0.331Xi 0.66 0.331 0.915 0.66 0.963第二块板下降的液体组成丫2X26.58 5.58y20.798如此反复计算得y30.924, x30.650y40.875, X40.515V50.831,X50.427y60.801, X60.380 Xq=0.4X6Xq,第7块板上升的气相组成由提储段操作方程计算 qy 1.681X6 0.00196 1.681 0.380 0.00196第七块板下降液体组成0.637X7V76.58 5.58y70.6376.58 5.58 0.6370.211反复计算得:y80.353x8 0.0765y90.127, x9 0.0216yio0.0343xi0 0.00537y110.00706,x110.00108xw=0.00288经计算：所需总理论塔板数11块，第6块加料，精储段需5块板，提储段需5块板.即 NT1 5,NT2 5, NT 5 5 10 块3.2 实际塔板数NpET1 0.49( 1 1) 0.2450.49(9.653 0.313) 0.2450.374NP N1 - 13.38 14 块 ET1 0.374 0 2450 245ET2 0.49( 2 2) 0.245 0.49(4.521 0.320)0.448NP 皿一5 11.17 12 块 ET2 0.448所以全塔所需实际塔板数NP 14 12 26块，加料板在第15块板上。全塔效率为EM 10010 10038.5NP263.3 比热容及气化潜热的计算塔顶温度tD80.47 C下的比热容CP 苯=a+bT+cT2 = -33.899+ 471.872X353.62 X10-3-298.344X353.622 X10-6 = 95.66kJ /(kmol?K)4塔的工艺条件及相关物性数据的计算4.1 平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kPe#算塔顶：pD 101.3加料板：pF 105.3 塔底：Pw 105.3精微段平均压力：pm 提储段平均压力：pm4.2 平均温度广4 105.3kPa0.7 14 115.1kPa0.7 26 123.5kPa105.3 115.1 /2 110.2kPa123.5 115.1 /2 119.3kPa106.00 C-t F t dt-D 89.35。， t24.3 平均相对分子量Mm塔顶：y1 xD 0.986, X 0.915MVD,m 0.986 78.111 0.986 112.578.59kg/kmolMLDm 0.915 78.111 0.915 112.581.03kg/kmol进料板：yF 0.802 , XF0.38MVF,m 0.802 78.111 0.802 112.5 84.92kg/kmolMLF,m 0.38 78.111 0.38112.5 99.43kg/kmol塔底：yW 0.0112,XW 0.00288MVW,m 0.0112 78.111 0.0112112.5 112.11kg/kmolM LW,m 0.00288 78.111 0.00288 112.5 112.40kg/kmol精微段：MV,m78.59 84.92 / 2 81.76kg/kmolML,m81.03 99.43 /2 90.23kg/kmol提储段：MV,m1112.11 84.92 /2 98.52kg/kmolML,m1 99.43 112.40 /2 105.92kg/kmol4.4 平均密度m4.4.1 液相平均密度L,m组分的液相密度p （kg/mLF,B 1019.77 kg/m）表2.温度一密度关系图温度，（C）8090100110120130131.53p苯（A组分）817805793782770757755氯苯（B组分）1039102810181008997985983.液相平均密度,（ai/ i） （a为质量分数）Lm LD,A, LD,B, LF,A, LF ,B（插值法）以塔顶组分B密度的计算为例：90 8090 tDLD ,B同理可得 aDA,aDB,aFA,aFB,的计算aDAXd M aXdM A(1 Xd)M b98.00 %1028 10391028 ld,b1038.48kg/m33LD,A 816.44kg/m33lf,a 778.66kg /maDB 1 aDA 2.00 %aFAXF1M AXfiMa(1 Xfi)Mb29.85 %aFB1 aFA 70.15%aWAxW1 M AaWB(3) LD ,m , LF ,mxW1 M A(1Xwi )M b0.075%aWA99.925 %aDAaDB0.980.02816.44 1038.483LD,m 819.95kg/m1aFAaFBLF ,mLF ,ALF ,B1aWAaWBLW,mLW ,ALW ,BLD ,mLD,ALD ,B0.29850.7015778.66 1019.770.00075 0.99925755983精微段:L,m1(819.95提储段:L.m2(933.494.4.2汽相平均密度V,m一一一 一一 一 3LF,m 933.49kg/m3LW,m 982.78kg/m933.49)/2 876.72kg/m3982.78)/2 958.134kg / m3p m M V ,mVE RTm110.2 81.768.314 273.15 89.352.99kg/m3V,m2P提mM V,m1RT提m119.3 98.528.314 273.15 10633.811kg/m34.5液体的平均表面张力0m组分的表面张力0- (mN/m表3.温度一表面张力关系图温度，(C)8085110115120131(T苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4利用插值法计算100 80100 80.47得塔顶表面张力：18.85 21.2718.85 d塔顶：D,A=21.313mN/m; d,b =23.669 mN/m(80.47)方法同上得：进料板：F,A 19.064mN/m ； F,B 21.736mN/m (98.23C)塔底：W,A 15.153mN/m ； W,B 18.209mN/m (131.532)D,m=0.986 21.213+(1-0.986)23.669=21.248 mN/mF,m=0.38 19.064+(1-0.38)21.763=20.737 mN/mW,m=0.00108 15.153+(1-0.00108)18.209=18.209 mN/m精储段：m 21.248 20.737 /2 20.993mN/m提储段：m =(20.737+18.206)/2=19.472 mN/m4.6液体黏度表4温度一粘度关系图温度C6080100120140苯 Mpa.s0.3810.3080.2550.2150.184氯苯Mpa.s0.5150.4280.3630.3130.274t =89.35C,=0.283=0.398t提储二106C,苯=0.243氯苯=0.384精储段平均液相组成x1号 098 0.738提储段平均液相组成：X2 4生0.49 0.00288 0.26422根据 x i计算得：精微段：1 9.653 1 0.283 0.738 0.398 (1 0.738) 0.313提储段：2 4.521, 2 0.243 0.246 0.348 (1 0.246) 0.3205塔体工艺尺寸的计算5.1 塔径的初步设计5.1.1 汽液相体积流量的计算L RD 0.495 0.0168 0.00834kmol/s (1V (R 1)D (0.495 1) 0.0168 0.0252kmoi/s已知：L.m90.23kg/kmol , -v 81.76kg/kmol , L.m1 867.72kg/m3 ,3Vm12.99kg/m。.m液相质量流量：L1LmL 90.23 0.00834 0.753kg/s.汽相质量流量：V1 -V.mV81.76 0.0252 2.060kg/s液相体积流量：Lsi 工 $3 8.58 10 4m3/sL.m1 876.72汽相体积流量：Vsi52.060 0.690m3 /sV.m1 2.99(2)提储段 饱和液体进料q 1LL qD 0.0251kmol/sV V (q 1)F 0.0252kmol/s已知：L.m1 98.52kg/kmol, v.m2 105.92 kg / kmol,_3L.m2 958.134kg / m.、一 一、. 、. . ., 液相质量流量：L2l m1L3v.m2 3.811kg/m98.52 0.0251 2.473kg/s汽相质量流量：V2V.m2V105.92 0.0252 2.669kg/s液相体积流量：LS2S2L.m22.4733 32.581 10 3m3/s958.134汽相体积流量：VS2V2V.m22.66930700m3/s3.8115.1.2塔径的计算与选择(1)精储段 初选塔板间距Ht 0.35m及板上液层高度hL 0.05m,则:Ht hL 0.35 0.05 0.30m史密斯关联图按Smith法求取允许的空塔气速Umax (即泛点气速Uf )LsVsHthL0.50.30.0008580.5876.720.0213故:0.6892.99C200.01620.0684X0.181Y20.0162X220.139XY 0.185Y20.08490.20.2一20 993负荷因子C精 C20 0.0849 20230.08572020泛点气速:1.465Umax精C精V.mi / v,mi 0.0857 876.72 2.99 /2.99m/s操作气速取 u 精 0.7Umax 精 1.025m/s精储段的塔径Di4Vsi / u精4 0.689/3.14 1.025 0.925m为加工方便，圆整取D1 1000mm塔截面积2D1T -4r =0.785”4实际空塔气速Vs10.689U1 = 一 =At 0.785=0.878m/s(2)提储段 C200.0849故5U max 提C20 H0.08440.2 0.0849(1972)0.2 0.084420960.135 3.4471.406m/s3,4470.7um ax 提 0.7 1.406 0.984m/s max提储段的塔径D2、*/ u提 V4 0.700/3.14 0.984 0.906m为加工方便，圆整取D2 1000mm塔截面积2D2T -工0即4实际空塔气速Vs2 0.700U2=0.891m/sA 0.785经计算塔径D选取为1m5.2 塔体有效高度的计算(1)每隔8个隔板开一个人孔，共开3个孔，人孔公称直径500mm. 精储段的有效塔高乙ZiN pi 1 H t 14 10.35 4.90m提储段有效塔高Z2Z2=(Np2-1)Ht=(12-1) 0.35=3.85所以：Z=Z1 +Z2+5 0.5=10.25m5.3 塔总体高度计算计算公式如下：H Z npHp %Hf Hb Hd H1 H25.3.1 塔顶封头本设计采用椭圆形封头，有公称直径DN=1000mm查表得曲面高度。250mm,直边高度h2 40mm ,内表面积 A=1.2096m2 ,容积V0.1623m3 ,则封头高度H1 h1 h2 250 40 290mm5.3.2 塔顶空间设计中取塔顶间距H d2Ht 2 0.35 0.70m,考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.0m=5.3.3 塔底空间塔底空间高度HB是指从塔底最下一层塔板到塔顶封头的底边处距离，取釜液停留时间为5分钟，取塔底液面至最下一层塔板之间的距离为1.5mi则:Hb塔釜贮液量-封头容积塔横截面积1.5tLs2 60 VAT1.5 1.75m5.3.4 人孔对D 1000mm的板式塔，为安装、检修方便，一般每隔68塔板设一人孔，本塔中共有 26块塔板，需设3个人孔，每个人孔的直径为500m簿在设置人孔处塔板间距HP 600mm。5.3.5 进料板处板间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处间距HF 800mm05.3.6 裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径800mmi故裙座壁厚取16mm=基础环内径：口3(1000 2 16)基础环外径：Dbo (1000圆整后：Dbi 700mm Dbi 1600mm考虑到再沸器，取裙座高H 2 3m塔体总高度H Z npHP p2 16)nF HF3(0.2 0.6) 103 623mm(0.2 0.6) 103 1432mmHb Hd Hi H2=10.25-3X 0.6+1 X 0.8+1.75+1+0.29+3=18.89m5.4 塔的接管5.4.1 进料管进料管的结构类型有很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管 管径计算如下；4Vs泵送料液入塔时，UF 取 1.52.5m/锻Uf =1.6m/s,标,m = 933.49kg/m3VsdF0.00207m3/s5 1073600 300 24 933.494 0.00207 40.6mm,3.14 1.6查标准系列选取规格50 3.5的热轧无缝钢管5.4.2回流管采用直管回流管，强制回流（用泵输送回流液时）uR取i-2.5m/s取uR 1.6m/s4 Z53dR y_895 27mmI 1.6查标准系列选取32 3规格的热轧无缝钢管5.4.3 塔底出料管采用直管出料管，取uW 1.6m/sL 0.0171 78.11dW982.7833mm1.6查标准系列选取小40 X2.5规格的热轧无缝钢管5.4.4 塔顶蒸汽出料管采用直管出气，取出 20m/sdv4 0.6920210mm查标准系列选取225 10规格的热轧无缝钢管5.4.5塔底蒸汽进气管采用直管进气，取uv 23m/sdv4 0.70023197mm查标准系列选取200 10规格的热轧无缝钢管6塔板工艺结构尺寸的设计与计算6.1 溢流装置采用单溢流型的弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰6.1.1 溢流堰长（出口堰长）lw取2 0.66查表得 & 0.0772DAT求得 lw 0.66D 0.66 10.66m出口堰高hwhwhLhow对平直堰how0.00284E Lh/lw 2/3选用平直堰，堰上液层高度，近似取E=1,则精微段堰上高度:how 0.00284E Ls1 3600/lw0.00795m 0.006由2/32/30.00284 1 0.000858 3600/0.66溢流堰高hwhLhow 0.050.00795 0.04205m提储段:how 0.00284E Ls2 3600/lw ovvs0.0166m 0.0061H2/32/30.00284 1 0.00258 3600/0.66溢流堰高hwhLhow 0.050.0166 0.0334m6.1.2 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由 lw/D 0.66,由图得 Wd/D 0.168, Af /AT 0.0772,即：2Wd0.168m ,Af 0.0772 0.785 0.0606m 。液体在降液管内的停留时间精储段：AfHT/Ls1 0.0606 0.35/0.000858 24.72s 5s （满足要求）提储段：AfHT/Ls2 0.0606 0.35/0.00258 8.22s 5s （满足要求）6.1.3 降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s取液体通过降液管底隙的流速Uo 0.036m/s , WJ有：精微段：ho -Lt0.0008580.036m （ho不宜小于0.020.025m本结果满足要求）lwuo0.66 0.036提储段：ho a0.002580.109m （ho不宜小于0.020.025m本结果满足要求）lwuo0.66 0.0366.2塔板布置6.2.1 开孔区面积Aa取边缘区宽度Wc 0.035m,破沫区宽度 Ws 0.065m2 22 .1 xAa 2 x R x R sin 一 180R每层塔板的开孔数n1158 103t2Aa1158 103920.512 7319 （孔）每层塔板的开孔率0.9072 t/do0.9073210.08% （小应在515% 故满足要求）每层塔板的开孔面积AoAa0.101 1.304 0.132m2气体通过筛孔的孔速精储段：uo1Vs1/Aa0.689/0.1008 0.51213.35m/s提储段：uo2Vs2/Aa0.700/0.1008 0.51213.56m/s7塔板上的流体力学验算7.1 气体通过筛板压降hp和3p的验算hp hc hl hff精储段：1 .气体通过干板的压降hc2VL220.115Xi 0.514X2 0.228Xi0.0628XiX2 0.441X24/3 （取塔板厚度 为 4mm）X2 A。/（At Af） 0.071422U01v, m113.352.99hc 0.051 : 0.0510.0331mCol, m10.968 876.72hc0.05101Co式中C00.670X1/d0求得 C0 =0.9682.气体通过板上液层的压降hiFaua/7m? =1.6441ua1VS1AtAf0.951m/s 20.971-0.355Fa 0.0757Fa aa.31、2、3式联立得hl0hL =0.592X 0.05=0.0296m3 .气体克服液体表面张力产生的压降h。L, ml gdo4 20.993 10 3876.72 9.81 0.0030.00325m4 .液柱高度hp和气体通过筛板的压降（单板压降）ApphD hc hl h 0.0331 0.0296 0.00325 0.0659 m p cPpL,m1ghp 876.72 9.81 0.0659 566.48Pa 0.7kPa故设计合理。提储段：1.气体通过干板的压降hc22Uo2V,m213.563.811hc 0.051 0.0510.0398mCoL,m20.968 958.1342 .气体通过板上液层的压降hlUa2VS2ATAf0.966m/sFaUa . V,m2 =1.8862 2_0 0.971-0.355Fa 0.0757Fa .31、2、3式联立得hl 0h l =0.571X 0.05=0.0285m3 .气体克服液体表面张力产生的压降h。L, m2gdo34 19.472 10958.134 9.81 0.0030.00276m4 .气体通过筛板的压降（单板压降）hp和与hD hc hl h 0.0398 0.0285 0.00276 0.071m p cpp L,m2ghp 958.134 9.81 0.071 667.97Pa 0.7kPa 故设计合理。7.2雾沫夹带量ev的验算精储段： 3.25.7 10 6Uai5.7 10 60.951e3 m HT hf 20.993 10 3 0.35 2.5 0.050.0274kg液/kg气 0.1kg液/kg气（满足要求）式中：hf 2.5hL,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。3.25.7 10 6Ua15.7 10 60.966e， t 提储段：m HT hf 19.472 10 3 0.35 2.5 0.050.031kg液/kg气 0.1kg液/kg气（满足要求）式中：hf 2.5hL,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。7.3漏液的验算漏液点的气速uom精储段：Uom 4.4C0J 0.0056 0.13hL hl, m1 / v, m14.4 0.968 . 0.0056 0.13 0.05 0.00325 876.72/2.99 6.861m/s筛板的稳定性系数K . 1335 1.946 1.5 （不会产生过量液漏） Uom 6.861提储段：Uom 4.4C。/0.0056 0.13hL hm2 / v, m24.4 0.968. 0.0056 0.13 0.05 0.00325 958.134/3.8116.353m/s筛板的稳定性系数K 1356 2.134 1.5 （不会产生过量液漏） uom 6.3537.4液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度HdHt hw苯一氯苯为一般物系，取=0.5精储段：Hd hp 7 hd塔板上不设进口堰22故hd0.153 20,153 0.0008580.0001995mlwho0.66 0.036Hd 0.0782 0.05 0.0001995 0.128mHt hw 0.5 0.35 0.04210.196mHdHt hw成立，故不会产生液泛。提储段：22故hd0.153 20,153 0.0025810.001805mlwho0.66 0.036Hd 0.0782 0.05 0.001805 0.130mHT hw 0.5 0.35 0.04210.196mHdHt hw成立，故不会产生液泛。8塔板负荷性能图2 0.2970.4652 0.2972 0.4652sin 1 02971800.4652 0.512m2式中：x D/2 Wd Ws0.5 0.168 0.0350.297mR D/2 Wc 0.5 0.035 0.465m6.2.2开孔数n和开孔率小取筛孔的孔径do 3mm ,正三角形排列，筛板采用碳钢，具厚度 6 3mm ,且取 t/do3.0 0 故孔心距t 3 3 9mm。