苯-氯苯浮阀板式连续精馏塔设计

目录

前言---------------------------------------------------------------1 设计任务书---------------------------------------------------------1 第一章 设计方案简介-----------------------------------------------1 第二章 工艺条件的确定和说明

2.1操作压力的选择------------------------------------------2 2.2进料热状况的选择----------------------------------------2 2.3加热方式的选择 -----------------------------------------2 2.4冷却方式------------------------------------------------2 2.5装置流程说明--------------------------------------------2 第三章 精馏塔的设计计算

3.1物料衡算----------------------------------------------- 3 3.2回流比的确定--------------------------------------------4 3.3塔板数的确定--------------------------------------------5 3.4物性数据的计算------------------------------------------8 3.5精馏塔工艺尺寸计算--------------------------------------11 3.6塔板流体力学的验算------------------------------------- 17 3.7塔板负荷性能------------------------------------------- 22 第四章 精馏塔的结构设计

4.1塔顶空间----------------------------------------------- 24 4.2塔底空间----------------------------------------------- 24 4.3人孔--------------------------------------------------- 24 4.4塔总体高度设计----------------------------------------- 25 第五章 附属设备设计

5.1接管计算------------------------------------------------25 5.2换热器计算--------------------------------------------- 27 第六章 设计结果汇总----------------------------------------------30 设计评述和总结--------------------------------------------------- 32 参考文献--------------------------------------------------------- 32

前言：设计任务书

试设计一座苯－氯苯浮阀板式连续精馏塔 设计参数和操作条件

（1）设计规模：混合液处理量___13.8万吨每年_____ （2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产 （3）原料组成：见下表 （4）进料状况：自选 （5）回流比：自选 （6）分离要求：见下表

（7）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为15℃的某地

序号 塔板形式 处理量(kmol/h) 进料组成 (氯苯质量百分数) 塔顶馏出液中苯含量 釜液苯含量 塔顶操作压力MPa(表压) 塔釜加热蒸汽压力 单板压降不大于 2 浮阀 220 35 98 0.3 4kPa 0.5MPa 0.7kPa 第一章 设计方案简介

精馏是分离液体混合物的典型单元操作，通过加热形成气液两相体系，利用体系中各组分挥发度不同的特性达到分离的目的。设计要求采用连续精馏，操作时，原料连续的加入精馏塔中，在精馏段和提馏段通过多次部分汽化和冷凝，实现分离。塔釜连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品，塔顶蒸汽则进入冷凝器中被全部冷凝，部分作为回流液体，其余作为塔顶产品采出。板式塔中常见的有泡罩塔板，筛板和浮阀塔板，按要求采用浮阀塔板，这种形式的塔板生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，造价低，但要注意不宜处理容易结焦或者粘度大的系统。

1

第二章 工艺条件的确定和说明

2.1操作压力的选择

精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验苯和氯苯体系采用的是常压精馏。 2.2进料热状况的选择

精馏操作有五种进料热状况，分别是冷液，泡点，气液混合物，饱和蒸汽，和过热蒸汽。进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，这样塔的操作比较容易控制。本实验中采用泡点进料。q=1. 2.3加热方式的选择

精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水时，这样可以节省操作费用。本实验中采用间接蒸汽加热。 2.4冷却方式

塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水以节省成本。 2.5装置流程说明

2

主要的设备为原料预热器，常压精馏塔，冷凝器和再沸器。原料液加热到泡点温度送入浮阀板式精馏塔中，采用连续精馏，塔釜液经再沸器得到重组分产品，塔顶气经冷凝器得到轻组分产品。冷凝器的作用是保证适合的液相回流和提供产品，而再沸器则是保证一定的上升蒸汽流，以保证精馏塔内的热量交换，从而实现轻重组分的分离正常进行。

第三章 精馏塔的设计计算

3.1全塔物料衡算

3.1.1全塔料液摩尔分数求取

查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：

表1苯和氯苯的物理性质

项目 苯 （A） 氯苯（B） 分子式 C6H6 C6H5 Cl 相对分子质量 78.11 112.56 沸点 80.1 131.8 临界温度/c 288．5 359.2 。临界压力/kpa 6833．4 4520 原料液中苯的摩尔分数:

xF?0.65/78.11?0.728

0.35/112.56?0.65/78.11塔顶馏出液苯的摩尔分数：

xD?0.98/78.11?0.986

0.02/112.56?0.98/78.11塔釜液中苯的摩尔分数：3.1.2平均摩尔质量

xw?0.3/78.11?0.004399.7/112.56?0.3/78.11

MF?0.728*78.11?(1?0.728)*112.56?87.48kg/kmol MD?0.986*78.11?(1?0.986)*112.56?78.59kg/kmol MW?0.0043*78.11?(1?0.0043)*112.56?112.41kg/kmol 3.1.3物料衡算

总物料衡算：F=D+W F=220kmol/h 苯物料衡算：F*0.728=D*0.986+W*0.0043 联立解得：W=57.82kom/h D=162.18kom/h

3

年处理量：

（220*0.728*78.11+220*（1-0.728）*112.56）*24*300=13.8万吨 3.2回流比的确定

查得苯－氯苯的气液相平衡数据

表2苯－氯苯的气液相平衡数据

沸点温度 t/℃ 80.02 90 100 110 苯的组成 液相xA 1 0.69 0.447 0.267 气相yA 1 0.916 0.785 0.61 沸点温度 t/℃ 120 130 131.8 苯的组成 液相xA 0.129 0.0195 0 气相yA 0.378 0.0723 0

表3苯－氯苯的组成饱和蒸气压

温度/℃ 80 760 148 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 131.8 2900 760 p/mmhg(苯) 0ip0i/mmhg(氯苯) 由表中数据得： 相对挥发度

α=(760/148+1025/205+1350/293+1760/400+2250/543+2840/719+2900/760)/7 =4.436

由汽液平衡关系式：y??x4.436x ?1?(??1)x1?3.436x原料是泡点进料，q=1,在x-y图上，如下

4

xq?xF?0.728，xD?0.986 解得y=0.925 有公式：

Rminx?yeR?Dx?0.986?0.925986?0.728?0.236

min?1D?xe0.Rmin=0.31 操作回流比在最小回流比的1-2倍都是合适的，取

R?1.4Rmin=0.434

3.3塔板数的确定 3.3.1理论板数的确定 可得精馏段操作线方程为：

yn?1?RR?1x?xD0.4340.986nR?1?0.434?1xn?0.434?1 即：yn?1?0.3xn?0.69

R=L/D, L=0.434*126.18=70.386koml/h

V=L+D=70.386+126.18=196.566kom/h 对于提馏段，有：

L’=L+qF=L+F=70.386+220=290.386koml/h V’=V+(q-1)F=V=196.556koml/h

?提馏段的操作线方程为：

yL'm?L'?Wx'?W290.38657.821'?mL'?Wxw?290.386?57.82xm'?290.386?57.82*0.0043 即：ym?1'?1.25xm'?0.0011

5

相平衡状态方程为：yn?4.436xnyn ?xn?1?3.436xn4.436?3.436yn理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，本次实验设计采用逐板计算法。 用逐板计算法计算理论板数如下： 泡点进料，q=1,xq?xF?0.728

第一块塔板上升的气相组成：y1?xD?0.986 从第一块塔板下降的液体组成，由相平衡方程求取：

x1?y10.986??0.941

4.436?3.436y14.436?3.436?0.986由第二块板上升的气相组成用精馏段操作线方程求取：

yn?1?0.3xn?0.69

y2?0.3x1?0.69?0.3?0.941?0.69?0.9723

第二块板下降的液体组成：

x2?y20.9723??0.888

4.436?3.436y24.436?3.436?0.9723第三块板上升的气相组成：

y3?0.3?0.888?0.69?0.9564 第三块板下降的液体组成：

x3?y30.9564??0.832

4.436?3.436y34.436?3.436?0.9564如此反复计算可得：

y4?0.9396 x4?0.778

y5?0.9234 x5?0.731 y6?0.9093 x6?0.693

因为x6?xq，所以第七块上升的气相组成由提馏段方程计算:

y7?1.25x5?0.0011?1.25?0.693?0.0011?0.865

6

第七块板下降的液体组成：

x7?0.865?0.591

4.436?3.436?0.865同理有：

y8?0.7377 x8?0.388 y9?0.4839 x9?0.174 y10?0.216 x10?0.058 y11?0.0714 x11?0.017 y12?0.02 x12?0.0046

y13?0.0046 x13?0.001

?x13?xw，?所需总理论板为13块（含再沸器），第6块板加料，精馏段需5

块。

3.3.2实际塔板数的确定

板效率可用奥康奈尔公式ET?0.49?(???L)?0.245计算。 式中 ?——塔顶和塔底平均温度下的相对挥发度 ?L——塔顶和塔底平均温度下的液相粘度 mPa?s 已知??4.436

表4苯－氯苯液体粘度μL

温度(℃) 苯（MPa.S） 氯苯（MPa.S） 60 0.381 0.515 80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.274 塔的平均温度为(80+131.8)／2＝106℃(取塔顶、底的算术平均值)，在此平均温度下，分别拟合温度和粘度关系曲线，求得

Y1=-0.002435x+0.4985,代入x=106,求得 ?A?0.24mPa?s，

Y2=-0.002985x+0.6615.代入x=106,求得 ?B?0.345mPa?s

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进料液的平均粘度?L??AxF??B(1?xF)?0.2686mPa?s

?ET?0.49?(4.436?0.2686)?0.245?0.462 所以精馏段的实际塔板数Np精?全塔实际板数Np?5?11块 0.46213?1?26块（不包括再沸器） 0.462加料位置处于第12块板。

3.4精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 3.4.1平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD?101.3?4?105.3kPa 加料板：pF?105.3?0.7?12?113.7kPa 塔釜：pw?105.3?0.7?26?123.5kPa

精馏段平均压强p1=(105.3+113.7)/2=109.5kpa 提馏段平均压强p2=(113.7+123.5)/2=118.6kpa 3.4.2平均温度tm

查苯-氯苯温度组成图t-x-y，塔顶xD?0.986，塔釜xw?0.0043， 进料板xF?0.728，查得苯与氯苯的安托尼方程如下： 苯：logPA?6.03055?1211.033/(t?220.79) 氯苯：logPB?6.1030?1431.05/(t?217.55)

00xA0P0?PB0PA0PA yA?0xA a?0 ?0PBPA?PB0P由平衡数据线性插值得： 进料温度：

0.447?0.690.447?0.728? ?tF?88.43℃

100?90100?tF1?0.9861?0.69? ?tD=80.45℃

80?tD80?908

塔顶温度：

塔底温度：

0.0195?0.00430.0195?0.267 ?tW=131.23℃ ?130?tW130?110??精馏段的平均温度：t1=

?tF?tD88.43?80.45??84.44℃ 22 提馏段的平均温度：t2=

tF?tW88.43?131.23??109.83℃ 223.4.3平均分子量Mm

塔顶： y1?xD?0.986，x1?0.941

MVD,m?0.986?78.11?(1?0.986)?112.56?78.59kg/kmol

MLD,m?0.941?78.11?(1?0.941)?112.56?80.14kg/kmol加料板：yF?0.922，xF?0.728

MVF,m?0.922?78.11?(1?0.922)?112.56?80.8kg/kmolMLF,m

?0.728?78.11?(1?0.728)?112.56?87.46kg/kmol塔底，有xw?0.0043，求得yw?0.0188

MVW,m?0.0043?78.11?(1?0.0043)?112.56?112.4kg/kmol

MLW,m?0.0188?78.11?(1?0.0188)?112.56?111.9kg/kmol精馏段平均摩尔质量：MV,m?(78.59?80.8)/2?79.7kg/kmol

ML,m?(80.14?87.46)/2?83.8kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：MV,m'?(112.4?80.8)/2?96.6kg/kmol ML,m'?(87.46?111.9)/2?99.68kg/kmol 3.4.4密度

表5苯－氯苯的液相密度?

表1.温度℃ 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 ?苯kg/m3 3?氯苯kg/m 5 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算： 苯?A?912?1.187t

t 氯苯?B?1127?1.111

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其中：t——温度，℃

已知：混合液密度：

1?L?aA?A?aB?B （α为质量分率，M为平均相对分子量）

混合气密度：?V?T0?P?M

22.4?T?P0塔顶：以80℃下为准计算，苯和氯苯的密度分别为817.0kg／m3和1039kg／m3。

1?LD,m?aA?LD,A??aB?LD,B?0.980.02?8171039??LD,m?819.67kg/m3

进料板，当t1=88.43℃，由内插法得：

88.43?80.00100?80 ??苯=806.88kg/m3 ??苯?817793?81788.43?80100?80 ??氯苯?1030?.14kg/m3

?氯苯?10391018?10391?aA?aB?0.650.35???LF,m?873.36kg/m3 806.881030.14?LF,m?LF,A?LF,B塔釜，tW=131.23℃，由内插法得：

131.23?100120?100? ??苯=757.1kg/m3

?苯?793770?793131.23?100120?100 ??氯苯?985.2kg/m3 ??氯苯?1018997?10181?aA?aB?0.0030.997???LW,m?980.4kg/m3 757.1985.2?LW,m?LW,A?LW,B精馏段液相的平均密度：?Lm?(819.67?873.36)/2?846.52kg/m3 提馏段液相的平均密度:?Lm'?(980.4?873.36)/2?926.88kg/m3

汽相平均密度ρV,m

由理想气体状态方程计算，即

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精馏段：?V,m?p1MV,mRT1?109.5?79.7?2.937kg/m3

8.314?(273?84.44)118.6?96.6?3.6kg/m3

8.314?(273?109.83)提馏段：?V,m'?p2MV,m'RT2? 3.4.5组分的表面张力

表6苯-氯苯液体表面张力?

温度/℃ 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4 ? dyn/cm

苯 氯苯 液相平均表面张力依下式计算：?Lm??x?ii

塔顶，由tD?80.45℃，查表1.6，用线性插值法查的该温度下组分表面张力为：?D,A?21.14mN/m；?D,B?26.05mN/m ?LD,m?0.986?21.14?0.014?26.05?21.2mN/mo进料板，由tF?88.43查表1.6得：C，?F,A?20.1mN/m；?F,B?25.14mN/m

?LF,m?0.65?20.1?0.35?25.14?21.86mN/m

o塔底，由tW?131.23查表1.6得：?W,A?14.54mN/m；?W,B?20.29mN/m C，

?LW,m?0.0043?14.54?0.9957?20.29?20.27mN/m精馏段液体平均张力为：?Lm,1?(21.2?21.86)/2?21.53mN/m 提馏段液体平均张力为：?Lm,2?(20.27?21.86)/2?21.07mN/m

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3.5精馏塔工艺尺寸计算 3.5.1精馏塔物料性质基础数据 精馏段气相体积流量

VMV,m3600?V,m196.566?79.7?1.48m3/s

3600?2.937?70.386?83.8?0.0019m3/s

3600?846.52Vs??液相体积流量Ls?LML,m3600?L,m提馏段气相体积流量

Vs'?196.566?96.6?1.47m3/s

3600?V,m'3600?3.6?L'ML,m'3600?L,m'?290.386?99.68?0.0087m3/s

3600?926.88V'MV,m'液相体积流量Ls'?塔径依据流量公式计算

D?4?Vs ??u式中 D——塔径，m

Vs——气体体积流量，m3/s u——空塔气速，m/s。

。安全系数的选取与分离物系u=(安全系数)?umax ，安全系数＝（0.6~0.8）

的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数。

umax?C??L??V ， 式中C可由史密斯关联图查出。 ?V0.50.5 按Smith法求取允许的空塔气速umax(即泛点气速uF)

?Ls???L?精馏段横坐标??V????????s??V??0.0019??846.52???????1.48??2.937??0.022

0.5?Ls'???L'?提馏段横坐标??V'?????'???s??V?0.5?0.0087??926.88??????1.473.6?????0.095

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取板间距HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.05m,则图中参数值为HT-hL=0.4m,根据以上数值，查得 对于精馏段有C20=0.085，

??负荷系数C?C20????20?0.2?21.53??0.085??20??0.2?0.086

?umax?C?L??V846.52?2.937?0.086??1.46m/s ?V2.937取u?0.6umax?0.6?1.46?0.88m/s

?D?4VS4?1.48??1.46m ?u3.14?0.88按标准塔径圆整得D1?1.6m 截塔面积：AT??4D2?3.14?1.62?2.01m2 4实际空塔气速：u?1.48/2.01?0.736m/s 对于提馏段C20=0.08，

??负荷系数C?C20????20?0.2?21.07??0.08??20??0.2?0.081

?umax'?C?L'??V'926.88?3.6?0.081??1.30m/s ?V'3.6取u'?0.6umax?0.6?1.30?0.78m/s

?D'?4VS'4?1.47??1.55m ?u'3.14?0.78按标准塔径圆整得D2?1.6m 截塔面积：AT??4D2?3.14?1.62?2.01m2 4实际空塔气速：u?1.47/2.01?0.731m/s

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3.5.2溢流装置的计算 液流及降液管的型式

降液管有圆形与弓形两类，本次设计选用弓形降液管。常用的降液管布置方式有U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。参考书本得本次设计选取单溢流，不设进口堰。 堰长lw

对于单溢流 lw=0.66D=0.66*1.6=1.056m 溢流堰高度

本设计采用平直堰，计算堰上液高度公式为：how?0.00284E(Lh/Lw)2/3 精馏段：取E=1.0

how?0.00284?1.0?(0.0019?36002/3)?0.00987m

1.056hw?hl?how?0.05?0.00987?0.04m 提馏段：取E=1.0

how?0.00284?1.0?(0.0087?36002/3)?0.0272m

1.056hw'?hl?how?0.05?0.0272?0.0222m 弓形降液管的宽度和横截面积

根据单溢流型的塔板结构参数系列化标准

当D?1.6m，HT?0.45m，lw/D?0.66时，根据书本弓形降液管的宽度与面积表格关系图查得，

AfAT?0.07 ，

Wd?0.125 D降液管宽度Wd?0.125D?0.125?1.6?0.2m

降液管的横截面积Af?0.07AT?0.07?2.01?0.141m2 验算降液管内液体停留时间 精馏段：??Af?HTLS?0.141?0.45?33.39s

0.0019 14

提馏段：??Af?HTLS'?0.141?0.45?7.29s

0.0087停留时间 ?>5s ，故降液管可用 降液管底隙高度 h0

'据经验，一般取u0?0.07~0.25m/s。

精馏段：取u0?0.07m/s h0?LS0.0019??0.0257m lw?u01.056?0.07LS'0.0087??0.033m 'lw?u01.056?0.25''提馏段：取u0??0.25m/s h0因为h0?0.025，h0'?0.025，且均h0?hw?0.006可以液封，故符合要求。 3.5.3塔板布置及浮阀数目与排列

塔径D?1.6m，考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板。 精馏段浮阀的数目及孔间距：

对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F0在9~12之间，故在此范围取得合适的F0?10 则孔速 u0?F0?V1?10?5.835m/s 2.937每层塔板上的浮阀数目为：

N??4VSd0u02?1.48?4?213 取边缘区域宽度WC=0.06m,破沫区宽度

?0.039?5.8352WS=0.1m,对于单溢流塔板鼓泡区面积为： Aa?2?(x?R2?x2?其中：R??180?R2?arcsinx) RD1.6?WC??0.06?0.74m 22D1.6?(0.2?0.1)?0.5m x??(Wd?WS)?223.140.5?0.742?arcsin)?1.36m2 Aa?2?(0.5?0.742?0.52?1800.74

15

浮阀采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.75m,则可按照下方法估算排间距t’,故

t’=Aa/Nt=1.36/(225*0.075)=0.08m

考虑到塔的直径比较大，各分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用80mm,应小于此值，故去t’=65mm.按照t=75mm,t’=65mm,以等腰三角形叉排形式作图，排得阀数为228个。参考化工原 理书本例题的排列方式，如下。

按照N=213重新核算孔速和阀动能因素；

u01??4VSd0N2?1.48?4?5.819m/s

?0.039?2132F0?u01?V1?5.819?2.97?10m/s,符合要求。 塔板开孔率=

uu01?0.736?100%?12.6% 5.82提馏段浮阀的数目及孔间距： 取浮阀孔动能因子F0?9 则孔速 u'?'F0'?V'?9?4.74m/s 3.6每层塔板上的浮阀数目为：

16

N??4VS'd0u'2?1.47?4?260 取边缘区域宽度WC=0.06m,破沫区宽度

?0.0392?4.74WS=0.1m,对于单溢流塔板鼓泡区面积为： Aa?2?(x?R2?x2?其中：R??180?R2?arcsinx) RD1.6?WC??0.06?0.74m 22D1.6?(0.2?0.1)?0.5m x??(Wd?WS)?223.140.5?0.742?arcsin)?1.36m2 Aa?2?(0.5?0.742?0.52?1800.74 浮阀采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.75m,则可按照下方法估算排间距t’,故

t’=Aa/Nt=1.36/(225*0.075)=0.08m

考虑到塔的直径比较大，各分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用80mm,应小于此值，故去t’=70mm.按照t=75mm,t’=70mm,以等腰三角形叉排形式作图，排得阀数直到符合要求。 按照N=260重新核算孔速和阀动能因素；

u1'??4VSd0N2?1.47?4?4.74m/s

?0.0392?260F1'?u1'?V'?4.74?3.6?9m/s,符合要求。 塔板开孔率=

uu0?0.731?100%?15.4% 4.743.6塔板流体力学的验算

3.6.1气体通过浮阀塔板压降的计算 （1）精馏段：

73.11.82573.11.825)?()?5.82m/s 1.干板阻力： u0c1?(?V12.937因为 u0c1?u0，故

11 17

hc?19.9?0.175u01?L5.8190.175?19.9??0.032m

846.522.板上充气液层阻力，取?0?0.5，hl??0hL?0.5?0.05?0.025m 3.表面张力造成的阻力可以忽略，故 h??0 所以 hp?hc?hl?h??0.032?0.025?0?0.057m 则气体通过浮阀塔板的压降

?p1?hp??L?g?0.057?846.52?9.81?473.35Pa （2） 提馏段

73.11.82573.11.825)?()?5.21m/s 1.干板阻力： u0c2'?(?Vm'3.6因为 u0c2'?u1'?4.74m/s

所以干板压降应按浮阀全开前情况计算

11hc?19.9?u1'0.175?L4.740.175?19.9??0.028m

926.882.板上充气液层阻力，取?0?0.5，hl'??0hL?0.5?0.05?0.025m 3.表面张力造成的阻力可以忽略，故 h?'?0 所以 hp'?hc'?hl'?h?'?0.028?0.025?0?0.053m 则气体通过浮阀塔板的压降

?p2?hp'??L'?g?0.053?926.88?9.81?481.9Pa

?p1?0.67KPa , ?p2??0.67KPa 合格

3.6.2液泛校核

为了防止出现液泛，要求控制降液管中清液高度

Hd?hp?hL?hd???(HT?hw)

其中液体流过降液管及其底隙的阻力：hd?0.153?(

18

LS2) lw?h0

（1） 精馏段

1.单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp?0.057m 2.液体通过降液管的压头损失：

hd?0.153?(Ls20.0019)?0.153?()2?0.00075m lw?h01.056?0.02573.板上液层高度，hL=0.05m,

Hd1?hp?hL?hd?0.057?0.05?0.00075?0.108m 取 ??0.5 ， HT?0.45m hw?0.04m ??(HT?hw)?0.5?(0.45?0.04)?0.245m 因为0.108<0.245 ,不会产生液泛。 （2） 提馏段

1. 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp'?0.053m 2.液体通过降液管的压头损失

hd2?0.153?(Ls'20.00872)?0.153?()?0.0095m lw?h0'1.056?0.0333.板上液层高度 hL=0.05m,

Hd2?hp'?hL?hd2?0.053?0.05?0.0095?0.1125m

m 取 ??0.5，HT?0.45m hw'?0.0222 ??(HT?hw')?0.5?(0.45?0.0222)?0.236m 不会产生液泛。 3.6.3雾沫夹带的校核

对本设计，为控制雾沫夹带量不过大，应使泛点率F1?0.8~0.82。F1按下两式计算并取其中较大值。

VS1?F1??V1?1.36LS1?ZL?L1??V1K?CF?Ab?100% 或

19

VS1?F1??V1?L1??V10.78?K?CF?AT?100%

对苯－氯苯系统，物性系数K?1 板上液体流经长度：

ZL?D?2?Wd?1.6?2?0.2?1.2m 板上液体流过面积：

Ab?AT?2?Af?2.01?2?0.141?1.728m2 1.精馏段:

因为?V1?2.937kg/m3，HT?0.45m，查泛点负荷系数图如下

得：CF?0.127

Vs1泛点率：F1??V1?1.36Ls1ZL?L1??V1KCFAb?100%

1.48??泛点率：

2.937?1.36?0.0019?1.2846.52?2.937?100%?41.2%

1?0.127?1.728?V1?L1??V12.937846.52?2.937?100%?43.86% ?100%?0.78?1?0.127?2.011.48?Vs1F1?0.78CFAT可见，泛点率F1?0.8~0.82，满足eV<0.1 kg液体/kg气体的要求，故不会产生雾沫夹带。 2.提馏段

因为?V'?3.6kg/m3，HT?0.45m 查泛点负荷因数图得：CF?0.128

20

V's泛点率：F2??V'?1.36Ls'ZL?L'??V'KCFAb?100%

1.47? =泛点率：

3.6?1.36?0.0087?1.2926.88?3.6?100%?47.92%

0.128?1.728Vs'F2??V'?L'??V'0.78CFAT3.6926.88?3.6?100%?45.74% ?100%?0.78?0.128?2.011.47?不会产生雾沫夹带。 3.7塔板负荷性能

3.7.1雾沫夹带线关系式

VS? 泛点率 F1??V?L??V?1.36?LS?ZL

K?CF?Ab据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按F1=80% 计算 1.精馏段

Vs? 0.8?2.937?1.36?Ls?1.2846.52?2.937?100%

0.127?1.728整理得： Vs?2.976?27.66Ls 由上式可知物沫夹带线为直线。 2.提馏段

Vs'? 0.8?3.6?1.36?Ls'?1.2926.88?3.6?100%

0.128?1.728整理得： Vs'?2.837?26.15Ls' 3.7.2液泛线

??(HT?hw)?hp?hL?hd?hc?hl?h??hL?hd (1)

21

由此可确定液泛线，忽略式中h?。

21?Vu0因为 hc?5.34? ，hl?(hw?h0w) ?2?L2g hL?hw?h0w ， hd?0.153(LS2) lw?h0VS3600LS22.84其中 how? ?E?()3 ， u0??1000lw?d02?N4将它们代入(1)，并整理得：

?(HT?hw)?5.34??V1430.153222?()?V?h??LSwS?L2g??d02?N2(lw?h0)22323S32.843600???E()?L21000lw1.精馏段

将相关参数代入上式，取E=1，

0.245?5.34?2.93714322??()?V??0.04?s2846.522?9.81??0.039?2132 20.15332.843600?Ls32?L???()s(1.056?0.0257)2210001.0562s2s23sL?66.1L 整理得：V?12.67?142262.提馏段

3.614322??()?V'??0.0222?s2926.882?9.81??0.039?2602 23600?L'0.15332.842s3?L'???()S2(1.056?0.033)210001.0560.236?5.34?LS'?87.73Ls' 同理可得： VS'?18.43?114533.7.3液相负荷上限线关系式

液体的最大流量应保证降液管中液体的停留时间不小于3～5s。 液体在降液管内停留时间： ??2223Af?HTLs?3~5ss

以??5s作为液体在降液管内停留时间的下限，

22

则 (Ls)max?Af?HT5?0.141?0.45?0.013m3/s,求得液相负荷上限线。 53.7.4严重漏液线关系式

对于F1 型重阀，依F0=5 作为规定气体最小负荷的标准， 则： VS??42?d0?N?u0??42?d0?N?5?V 精馏段：(VS)min??4?0.0392?213?5?0.742m3/s 2.9375?0.818m3/s 3.6提馏段：(VS')min??4?0.0392?260?3.7.5液相负荷下限线

取堰上液层高度 how?0.006m 作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该下为与气相流量无关的竖直线。

3600(LS)min2/32.84?E?()?0.006 取E?1.0，则 1000lw3600?(Ls)min32.840.006??1?()

10001.056所以 (Ls)min?0.0009m3/s

2 23

3.7.6塔板负荷性能图 精馏段

从图中看出，p点处于正常工作区域，操作弹性=2.8/0.742=3.77 提馏段

从图中看出，p点处于正常工作区域，操作弹性=2.43/0.818=2.97

24

第四章 精馏塔的结构设计

4.1塔顶空间

塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉

降，其高度应大于板间距，通常取HD为（1.5～2.0）HT. HD?1.5?0.45?0.675m

4.2塔底空间

塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。参考检索到的文献，按如下计算：

'0.785D2HB?L'S?10?60

' HB?HB?0.5 (发挥空间)（一般取0.2~0.5m）

'代入数据得： HB?HB?0.5?0.26?0.5?0.76m

4.3人孔

人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板. 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔。由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于600 mm，人孔直径一般为450～550mm。

本塔有26块塔板，设置人孔：S=3分别置于：塔釜一个，塔顶一个，进料口那层,人孔直径选为500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为：

'HT?600mm

4.4塔总体高度设计

塔总体高度设计计算公式为：

' H?HD?(NP?S?2)HT?HF?SHT?HB

H?0.675?(26?3?2)?0.45?0.6?3?0.6?0.76?13.285m

25

第五章 附属设备设计

精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。 5.1接管

5.1.1塔顶蒸汽出料管 dP

对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，参阅文献得： 常压操作：uV?12~20m/s

取 uV?16m/s

所以 dP?4?VS/?uV?4?1.48/(3.14?16)?0.343m

查无缝钢管规格表取 ?377?6mm

5.1.2回流管 dR

回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。

强制回流时：uR?1.5~2.5m/s 取 uR?2m/s 所以 dR?4?LS/?uR?4?0.0019/(3.14?2)?0.0348m 查无缝钢管规格表取?40?3.5mm

5.1.3进料管

进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料，则进料管的直径dF?4?FS/?uF，进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大，采用泵直接进料。则

uF?1.6m/s。

进料口流速FS?F?ML220?87.46??0.006m/s

3600??3600?873.36 26

则dF?4?0.006?0.069m 查无缝钢管规格表取 ?73?3.5mm

3.14?1.6 5.1.4塔釜出料管dLs'

塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜采用直管出料。该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管。 塔釜出料进再沸器 uLs'?1.5~2.5m/s 取 uLs'?2m/s 则 dLs'?L'S/0.785uLs'?4?0.0087?0.0744m

3.14?2 查无缝钢管规格表取?76?3.5mm

5.1.5塔釜进气管 dVs'

对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分

'布状况。该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。取uV?16m/s ''?4?VS'/?uV?4?1.47/(3.14?16)?0.342m 则 dVs 查无缝钢管规格表取?377?6mm

5.2换热器计算

5.2.1塔顶全冷凝器的选择

由已知: tD?80.450C，L=196.566koml/h 苯的汽化热 r?7353kcal/kmol?7353?30778kJ/kmol

0.2389参考资料，选取参数，其中冷流体水从35度逆流冷却，温度升到55度出来；塔顶苯80.45度蒸汽冷凝为80.45度的苯液体。 带入计算，得 ?tmc??t1??t2?34.50C ?tln1?t2 27

热损失按5%计算， QC?rV30778?196.566??6.4?106?J/h?1778kw 1?5%1?0.5水从35度升到55度，需要冷却水量

WC?QC/cpc?tc?1778/[4.2?(55?35)]?21Kg/s

查化工原理课本，总传热系数取理想情况下K??0?1000w/m2?℃ S?QC/KC?tmc?1778?103/(1000?34.5)?51.5m2 选用合适的固定管板式换热器 5.2.3苯冷却器

冷却量D=162.18kom/h，温度80.45度降低到50度送去储存。假设采用水冷去，进口温度30，出口温度40度。 假设热损失5%，

Q?Dcp(T1?T2)1?0.5?162.18?1.9?78?(80.45?50)/0.95?731874kJ/h?203kw

??总传热系数K?1000w/m2?℃ ?tm?29℃

S?QC/KC?tmc?203?1000/(1000?29)?7m2

选用合适的套管式换热器 5.2.4再沸器

蒸发量V’=196.566kmol/h ,常压沸点131.8度下氯苯汽化潜热为r=35300kJ/koml 热损失按5%计算

QC?rV'35300?196.566??7.3?106?J/h?2028kw 1?5%1?0.5??水蒸汽的温度由120度降低到100度，氯苯从131.8度液态变成131.8度的气态，求得?tm=20.2℃,总传热系数k取1000W/(m2℃)

S?QC/KC?tmc?2028?1000/(1000?20.2)?100m2 选用合适的热虹吸式再沸器 5.2.5氯苯冷却器

冷却量W=57.82kom/h，假设温度从131.8度降低到60度送去储存。假设采用水逆流冷去，进口温度30，出口温度50度。

28

假设热损失5%，

Q?Dcp(T1?T2)1?0.5?57.82?1.47?112.56?(131.8?60)/0.95?7.2?105kJ/h?200kw

总传热系数K?1000w/m2?℃ ?tm?51.6℃

??S?QC/KC?tmc?200?103/(1000?51.6)?3.88m2

故可选择规格为5M2(φ273×2000)的单程固定管板列管式冷却器。 5.2.6预热器

F=220koml/h ,进料液的温度tF=88.43℃,料液的初始温度假定为25度，经加热温度达到88.43度，故T=(25+88.43)/2=56.72℃

由线性内插法得：56.72℃时，苯的比热容Cp1=1.18KJ/Kg*K 氯苯的比热容Cp2=0.96KJ/Kg*K 故混合液的比热容

CP?XFCP1?(1?XF)CP2?0.728?1.18?0.272?1.07?1.15KJ/Kg?K

采用间接蒸汽加热，从气态变成液态，温度不变，选用压强0.2MPa,120℃水蒸气。

假设热损失5%，Q?Fcp(T1?T2)1?0.5?220?87.46?1.15?(88.43?25)/0.95?410kw

3600

水蒸气用量：410/2204.6=0.186kg/s 平均温差?tm?(120?25)?(120?88.43)?57.5OC

120?25ln120?88.45S?QC/KC?tmc?4100?1000/(1000?57.5)?71.3m2 选用合适的固定管板式换热器

29

第六章设计结果汇总

精馏塔物料性质汇总

项目 进料液流量F 塔顶产品流量D 塔釜产品流量W 平均压力 Pm 平均温度 tm 气相平均摩尔质量 MV,m 液相平均摩尔质量 ML,m 气相平均密度 液相平均密度 平均表面张力 平均粘度 气相流量Vs 液相流量Ls 最小回流比 Rmin 实际回流比R 理论塔板NT 全塔效率 实际塔板数Np

30

单位 kmol/h kmol/h kmol/h kPa ℃ kg／kmol kg／kmol kg／m kg／m mN/m mPa?s m/s m/s - - 块 - 块 33精馏段数值 提馏段数值 220 162.18 57.82 109.5 84.44 79.7 83.8 2.937 846.52 21.53 0.307 1.48 0.0019 0.31 0.434 13 0.462 26 118.6 109.83 96.6 99.68 3.6 926.88 21.07 0.295 1.47 0.0087 备注 取1.4 Rmin 33

浮阀塔精馏工艺设计计算结果总表

计算数据 项目 板间距 塔径 空塔气速 塔板液流型式 堰长 堰高 底隙高度 板上液层高度 孔径 孔间距 浮阀孔数 阀孔动能因素 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 临界阀孔气速 泛点率 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 符号 HT D u Lw hw ho hL do t n F uo hf 单位 精馏段 m m m/s m m m m mm mm 个 m/s Pa s m m/s m3/s m3/s 0.45 1.6 0.736 单溢流弓形 1.056 0.040 0.0257 0.05 39 75 213 10 5.835 473.35 33.39 0.108 5.82 43.86% 雾沫夹带 漏液控制 2.8 0.742 3.77 提馏段 0.45 1.6 0.731 单溢流弓形 1.056 0.0222 0.033 0.05 39 75 260 9 4.74 481.9 7.29 0.1125 5.21 47.92% 雾沫夹带 漏液控制 2.43 0.818 2.97 ? Hd uoc Vs,max Vs,min 31

参考文献:

1刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）[M].北京:化学工业出版社,2002. 2中国石化集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册（下册）[M].北京:化学工业出版社,2003. 3刘光启，马连湘，刘杰．化学化工物性数据手册 有机卷[M]．北京：化学工业出版社，2002．89—138． 4马沛生，李永红．化工热力学[M]．北京：化学工业出版社，2009.295—297． 5匡国柱，史启才.化工单元过程及设备课程设计[M].北京:化学工业出版社,2001 6贾绍兴，夏清.化工原理课程设计[M].天津.天津大学出版社,2002

7朱有庭，曲海文，于浦义.化工设备设计手册(下卷)[M].北京.化学工业出版社,2004 8刁玉玮，王立业，喻健良.化工设备机械基础[M].大连.大连理工大学出版社,2006 9朱有庭，曲海文，于浦义.化工设备设计手册(上卷)[M].北京.化学工业出版社,2004

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