《化工原理》课程设计报告苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计学院专业班级学号姓名合作者指导教师化工原理设计任务书一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计二、设计任务1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。

2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。

3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。

年工作日300天，每天24小时连续运行。

（设计任务量为3.5吨/小时）三、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0.5MPa；5.单板压降不大于0.7kPa；6. 设备型式：自选7．厂址天津地区四、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五行数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板的主要工艺尺寸计算；6.塔板的流体力学计算；7.塔板负荷性能图；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；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论五、基础数据1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ）2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 式中的t 为温度，℃。

3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算：AB B A BA m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。

纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01212⎪⎪⎭⎫⎝⎛--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ︒=2.359c t ）5.其他物性数据可查化工原理附录。

目录一、设计方案的确定及流程说明 (5)二、精馏塔的物料衡算 (6)三、塔板数的确定 (6)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)五、塔径和塔高的初步计算 (11)六、溢流装置的计算 (13)七、塔板设计 (14)八、流体力学性能校核 (14)九、塔板负荷性能图 (17)十、板式塔结构与附属设备 (22)十一、附属设备设计 (24)十二、设计结果一览表 (25)十三、个人重新设计 (27)十四、设计评述 (28)十五、参考文献 (28)十六、符号说明 (29)十七、附图 (30)一、设计方案的确定及流程说明1.操作压力蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。

应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料即q=1。

3.加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。

便可以直接采用直接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。

塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系。

当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

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。

只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。

本实验用循环水。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。

本设计任务为分离苯—氯苯混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。

其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。

工艺流程图见附图。

二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A=78.11Kg/Kmol氯苯的摩尔质量M B=112.56Kg/Kmolx F=x D=x w=2.原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量M F=0.702*78.11+(1-0.702)*112.56=88.38Kg/KmolM D=0.985*78.11+(1-0.985)*112.56=78.63Kg/KmolM W=0.00289*78.11+(1-0.00289)*112.56=112.46Kg/Kmol3.物料衡算塔底产品量W=2400/112.46=21.34Kmol/h总物料衡算F=D+W苯物料衡算F*0.702=0.985D+0.00289W联立解得F=74.06Kmol/hD=52.72Kmol/h物料衡算结果如表1所示：表1 物料衡算结果三、塔板数的确定1.理论板层数N T的求取苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板数。

①由已知苯-氯苯物系的饱和蒸汽压数据计算苯-氯苯的气液相平衡数据，绘出x-y图。

表2 常压下苯-氯苯的气液相平衡数据计算过程举例：t=100℃x=(P- P B0)/( P A0- P B0)=(760-293)/(1350-293)=0.442y= P A0x/P=1350*0.442/760=0.785α= P A0/ P B0=1350/293=4.608②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1-1中对角线上，自点e(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：y q=0.914 x q=0.702故最小回流比为：R min=( x D- y q)/( y q- x q)=(0.985-0.914)/(0.914-0.702)=0.335取操作回流比为：R=1.8R min=1.8*0.335=0.603③求精馏塔的气液负荷L= RD =0.603*52.72=31.79Kmol/hV=（R+1）D=（1+0.603）*52.72=84.51 Kmol/hL’= L+F =31.79+74.06=105.85Kmol/hV’= V =84.51Kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为:y=(L/V)x+(D/V)x D=（31.79/84.51）x+（52.72/84.51）*0.985=0.376x+0.614提馏段操作线方程为：y’=(L’/V’)x’-(W/V’)x W=(105.85/84.51)x-(21.34/84.51)*0.00289=1.252x-0.0007⑤图解法求理论板数采用图解法求理论板数，如图1-1所示。

求解结果为总理论板层数N T= 10 (包括再沸器)进料板位置N F=42.实际板层数的求取板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质和流体的力学性质有关，反映了实际塔板上传质过程进行的程度。

(1)温度利用表2数据，由拉格朗日插值法可得：①塔顶温度②进料温度③塔底温度④精馏段平均温度t1=（t D+ t F）/2=(89.19+80.5)/2=84.84℃⑤提馏段平均温度t1=（t W+ t F）/2=(89.19+131.5)/2=110.34℃(2)混合物的粘度计算表3 不同温度下苯-氯苯的粘度液相平均粘度可用lgμLm=∑x i lgμi①塔顶液相平均粘度由lgμLDm=0.986*lg0.307+(1-0.986)*lg0.426解得μLDm=0.308mPas②进料板液相平均粘度由lgμLFm=0.702*lg0.284+(1-0.702)*lg0.398解得μLFm=0.314mPas③塔底液相平均粘度由lgμLWm=0.00286*lg0.196+(1-0.00286)*lg0.290解得μLFm=0.290mPas④精馏段液相平均粘度μLm=（0.308+0.314）/2=0.311 mPas⑤提馏段液相平均粘度μLm‘=（0.314+290）/2=0.302 mPas(3)实际塔板数板效率可用E T=0.49(αμL)-0.245表示①精馏段的相对挥发度和实际塔板数则精馏段的塔板效率为E T1=0.49(5.07*0.311)-0.245=0.438则精馏段实际需要塔板数为N P1=4/0.438=9.12≈10②提馏段的相对挥发度和实际塔板数则提馏段的塔板效率为E T1=0.49(4.39*0.302)-0.245=0.457则提馏段实际需要塔板数为N P2=（10-4-1）/0.457=10.94≈11③总塔板数和全塔效率总塔板数N P=N P1+N P2=10+11=21全塔效率E T=N T/N P=(10-1)/21=42.86%加料板位置在第11快板四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压降△P=0.7Kpa进料板压力P F=105.3+0.7*10=112.3Kpa塔底操作压力P W=105.3+21*0.7=120.0精馏段平均操作压力Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa提馏段平均操作压力Pm2=(105.3+120.0)/2=116.15Kpa2.密度表4 不同温度下苯-氯苯温度已知液相密度1/ρL=x A/ρA+ x B/ρB ,气相密度ρV=T0PM/22.4TP0①精馏段液相平均组成, =0.835气相平均组成, =0.965所以M L1=78.11*0.835+112.56*(1-0.835)=83.79Kg/kmol M V1=78.11*0.965+112.56*(1-0.965)=79.32Kg/kmol因此解得=847.45Kg/m3=2.90kg/m3②提馏段液相平均组成=0.265 (t=110℃,见表2)气相平均组成=0.613 (t=110℃,见表2)所以=78.11*0.265+112.56*(1-0.265)=103.43Kg/Kmol=78.11*0.613+112.56*(1-0.613)=91.44Kg/Kmol因此解得=952.42Kg/m3=3.34Kg/m33.混合液体表面张力表5 不同温度下苯-氯苯表面张力液体平均表面张力公式σLm=∑xiσi表示（1）表面张力计算①塔顶液相表面张力计算σLDm=0.986*21.21+(1-0.986)*23.69=21.24mN/m②进料板液相表面张力的计算σLFm=0.702*20.16+(1-0.702)*22.75=20.93mN/m③塔底液相表面张力计算σLWm=0.00289*15.16+(1-0.0.00289)*18.21=18.20mN/m ④精馏段液相平均表面张力=（21.24+20.93）/2=21.08 mN/m⑤提馏段液相平均张力=（18.20+20.93）/2=19.56 mN/m（2）气液相质量体积流量①精馏段液相质量流量L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s气相体积流量V1=79.32*128.4=10184.69kg/h=2.8291kg/s 液相体积流量L S1=L1/ρL1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s 气相体积流量V S1=V1/ρV1=2.8291/2.90=0.9756 m3/s②提馏段液相质量流量L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s 气相体积流量V2=91.44*128.4=11740.90kg/h=3.2614kg/s 液相体积流量L S2=L2/ρL2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s 气相体积流量V S2=V2/ρV2=3.2614/3.34=0.9764 m3/s五、塔径和塔高的初步计算1.塔径的计算①精馏段其中，U=（0.6-0.8）U max U max=C取板间距H T=0.45m h L=0.06m, H T– h L=0.39m 横坐标：0.5=0.5=0.02478查史密斯关联表可得C20=0.085表6 史密斯关联表C=C20(σL/20)0.2=0.085*(21.08/20)0.2=0.08590u max=C =0.08590* =1.466m/su=0.7 u max=0.7*1.466=1.026m/sD= ==1.10m按标准塔径圆整后取D=1.20m塔截面积A T=0.785*1.22=1.13m2实际空塔气速u=Vs/A T==0.863m/s②提馏段取板间距H T=0.45m, h L=0.06m, H T - h L=0.39m横坐标：0.5=0.5=0.0832查史密斯关联表可得C20=0.080C=C20(σL/20)0.2=0.080*(19.56/20)0.2=0.07964u max=C =0.07964* =1.342m/su=0.7 u max=0.7*1.342=0.9397m/sD= ==1.15m按标准塔径圆整后取D=1.20m塔截面积A T=0.785*1.22=1.13m2实际空塔气速u=Vs/A T==0.864m/s2.有效塔高的的计算精馏段有效高度为Z1=(N P1-1)H T=(10-1)*0.45=4.05m提馏段有效高度为Z2=(N P2-1)H T=(11-1)*0.45=4.5m在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m所以精馏塔的有效高度为Z总= Z1+ Z2+0.6=9.15m六、溢流装置的计算因为塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘1.堰长LW取L W=（0.6-0.8）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m2.堰高hw采用平直堰，堰上液层高度h ow=0.00284E(L h/L W)2/3,近似取E=1①精馏段h ow1=0.00284*1*(0.001414*3600/0.84)2/3=0.009440h w1=h L- h ow1=0.06-0.00944=0.0506m②提馏段h ow2=0.00284*1*(0.004811*3600/0.84)2/3=0.0214h w2=h L- h ow2=0.06-0.0214=0.0386m3.降液管①弓形降液管的宽度和截面积由L W/D=0.7,查图5-7[1]得：A f/A T=0.083 W d/D=0.151故A f=0.083 A T=0.083*1.131=0.0939m2W d=0.151D=0.151*1.2=0.1812m验算降液管内停留时间精馏段: θ===29.90s≥5s提馏段：θ===8.79s≥5s停留时间大于5s，所以降液管设计合理②降液管底隙高度h0精馏段：取降液管底隙的流速u0=0.08m/sh0===0.02104mh w-h0=0.0506-0.02104=0.0296m≥0.006m 故合理则h w’= h w=0.0506m提馏段：取降液管底隙的流速u0=0.25m/sh0===0.02291mh w-h0=0.0386-0.02291=0.0296m≥0.006m 故合理则h w’= h w=0.0386m七、塔板设计1.塔板布置精馏段①塔板分布因为塔径D=1200mm≥800mm,故塔板采用分块式，查表5-3[1]得塔板分为3块。