苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务一．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50000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
原料液中含氯苯为38%（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.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于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；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（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其他物性数据可查有关手册。
设计方案一．设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。
整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。
塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。
为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。
同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
二．设计方案的特点浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。
浮阀塔更适合 塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。
三．工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。
苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一．设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
二．全塔的物料衡算（一）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 kg/kmol 和112.61kg/kmol 。
702.061.112/3811.78/6211.78/62=+=F x986.061.112/211.78/9811.78/98=+=D x00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0=+=W x（二）平均摩尔质量M F ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol()kg/km ol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=D M ()kg/km ol 5.11261.11200288.0100288.011.78=⨯-+⨯=W M（三）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：W ′＝50000t/a ＝6944.4kg/h ，全塔物料衡算：F ′＝D ′＋W ′0.38F ′＝0.02D ′＋0.998W ′F ′＝18865.6kg/h F ＝18865.6/88.39＝213.44kmol/h D ′＝11921.2kg/h D ＝11921.2/78.59＝151.69kmol/h W ′＝6944.4kg/h W ＝8944.4/112.5＝61.73kmol/h三．塔板数的确定（一）理论塔板数T N 的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取T N ，步骤如下：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y x ~依据()() B A Bt p p p p x --=/，t A p x p y / =，将所得计算结果列表如下： 表3-1 相关数据计算分率y 10.9130.7850.6140.3760.071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y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。
2.确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得y x ~曲线。
图3-1 苯—氯苯混合液的x —y 图在y x ~图上，因1=q ，查得925.0=e y ，而702.0==F e x x ，986.0=D x 。
故有：274.0702.0925.0925.0986.0=--=--=e e e D m x y y x R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：548.0274.022=⨯==m R R求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548×151.69=83.13 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82 kmol/h L ′=L+F=83.13+213.44=296.57 kmol/hV ′=V=234.82 kmol/h 3.求理论塔板数精馏段操作线：64.035.011+=+++=x R xx R R y D 提馏段操作线：000757.026.1-'='-'''='x V Wx V L y x w提馏段操作线为过()00288.0,00288.0和()884.0,702.0两点的直线。
图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得5.815.9=-=T N 块（不含釜）。
其中，精馏段31=T N 块，提馏段5.52=T N 块，第4块为加料板位置。
（二）实际塔板数p N 1.全塔效率T E选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。
该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa ·s 的烃类物系，式中的m μ为全塔平均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℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：s m Pa ⋅=24.0A μ，s m Pa ⋅=34.0B μ。
()()2698.0702.0134.0702.024.01=-⨯+⨯=-+=F B F A m x x μμμ52.02698.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ2.实际塔板数p N （近似取两段效率相同）精馏段：77.552.0/31==p N 块，取61=p N 块 提馏段：58.1052.0/5.52==p N 块，取112=p N 块 总塔板数1721=+=p p p N N N 块。
四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）平均压强m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 5.10967.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 4.1072/5.1093.105=+=m p （二）平均温度m t依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度=t D 80℃ 加料板=t F 88℃。
()842/8880=+=m t ℃（三）平均分子量m M塔顶： 986.01==D x y ，940.01=x （查相平衡图）()kg/km ol 59.7861.112986.0111.78986.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/km ol 18.8061.112940.0111.78940.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：925.0=F y ，702.0=F x （查相平衡图）()kg/km ol 70.8061.112925.0111.78925.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/km ol 39.8861.112702.0111.78702.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol 65.792/70.8059.78,=+=m V M()kg/kmol 29.842/39.8818.80,=+=m L M（四）平均密度m ρ 1.液相平均密度m L ρ,表4-1 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 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 ： t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LD3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LD 3kg/m 5.8201.103902.00.81798.01,,,,=⇒+=+=m LD B LD B A LD A mLD ρρa ρa ρ 进料板：3kg/m 5.807881886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LF3kg/m 6.1030880657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LF3,,,,kg/m 88.8796.103038.05.80762.01=⇒+=+=m LF BLF BA LF Am LF a a ρρρρ 精馏段：()3,kg/m 19.8502/88.8795.820=+=m L ρ2.汽相平均密度m V ρ,()3,,kg/m 88.284273314.865.794.107=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ（五）液体的平均表面张力m σ附： 表4-2 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）计算得，塔顶：mN/m 08.21,=A D σ；mN/m 02.26,=B D σ（80℃）mN/m 14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=D A B BA B A m D x σx σσσσ进料板：mN/m 20.20,=A F σ；mN/m 34.25,=B F σ（88℃）mN/m 20.20702.034.25298.020.2034.2520.20,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=F A B BA B A m F x x σσσσσ 精馏段：()m N/m 67.202/20.2014.21=+=m σ氯苯的汽化潜热：常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。