苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计

摘 要

本设计书对苯和氯苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算等。

采用浮阀精馏塔，塔高14.37米，塔径1.2米，计算理论板数为8。算得全塔效率为0.52。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为6，提馏段实际板数为11。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，满足设计要求。

关键词：分离 提纯或回收 苯__氯苯 精馏 浮阀塔 设备结构

一．苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务

1.1设计题目

设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98%的氯苯3.2万吨/年，塔顶馏出液中苯含量不低于98%，塔底馏出液中苯含量不高于0.2%，原料液中含苯65%（以上均为质量%）。 1.2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； 1.3塔板类型

浮阀塔板（F1型）。

1.4工作日

每年330天，每天24小时连续运行。 1.5厂址

厂址为天津地区。 1.6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。

二、塔的工艺计算

已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F＝5000kg/h；xF 0.65；xD 1 0.15 0.985；

xW 0.01；回流比R（自选）；进料热状况，q 3；塔顶压强，P塔顶 4kPa；单板

压降不大于0.7kPa。已知数据如下表所示：

表3-1 苯和氯苯的物理性质

表3-2 苯和氯苯的饱和蒸汽压

表3-3 液体的表面张力（σ）

表3-4 苯与氯苯的液相密度

表3-5 液体粘度µL

2.1塔的物料衡算

1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

xF

65/78.114

65/78.114 35/112.559

0.2/78.114

0.2/78.114 99.8/112.559

0.728

xD

98.0/78.114

98.0/78.114 2.0/112.559

0.986

xW

0.00288

2）平均分子量

MF 0.728 78.114 (1 0.728) 112.559 87.48Kg/KmolMD 0.986 78.114 (1 0.986) 112.559 78.60Kg/Kmol

MW 0.00288 78.114 (1 0.00288) 112.559 112.50Kg/Kmol

2.2、全塔物料衡算

总物料衡算 D' W' 5000 （1）

易挥发组分物料衡算 0.985D' 0.01W' 0.65 5000 （2）

联立上式（1）、（2）解得：F' 5000kgh D' 3312.88kgh W' 1687.12kgh

∴ F

F M

F

500087.48

57.16 Kmol/h

D

D MD

3312.8878.60

42.15Kmol/h

W

W MW

1687.12112.50

15.00Kmol/h

2.3塔板数的确定

2.2.3.1塔板数NT的计算

在本设计中，苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数NT。其计算方法如下：

（1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图（如下图所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表3-2，通过表在t -x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（xw、xw）、e点（xF、xF）、a点（xD、xD）三点；

（2）求最小回流比Rmin及操作回流比R。因气液混合进料（液：气 1：2）即q 1，

1

qq 1

xFq 1

13 1

0.72813 1

所以其q线方程为：y x 0.5x 1.092，在x-y图中对

角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（yq 0.830,xq 0.520），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：Rmin

xD yqyq xq

0.986 0.8300.830 0.520

0.50。

取操作回流比：R 2Rmin 2 0.50 1.00。 精

y

RR 1

x

馏

1R 1

段

xD

1.001.00 1

操

x

0.986

作

1.00 1

0.5

线

x 00.4

方

09

程

3

：

其截距为0.493即点b(0,0.493)，连接点b和点a可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点d，连接点d、点c可作出提馏段操作线方程。

按照常规的图解法作梯级可得：NT 9 1 8层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为3层，提馏段为5层（不包括再沸器），第4层为加料板图如上图所示 2.2.3.2 全塔效率ET

依式：ET 0.17 0.616lg m，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为：

131.50 80.30

2

105.9℃，

由表 3-5 及内插知该温度下苯和氯苯的粘度为： 苯 0.2550.215 苯

105.9 100120 105.9

∴ 苯 0.243mPa s

氯苯 0.3630.313 氯苯

105.9 100120 105.9

∴ 氯苯 0.348mPa s

该温度下进料液相平均粘度为：

m xF 苯 (1 xF) 氯苯 0.728 0.243 1 0.728 0.348 0.272mPa .s

则 ET 0.17 0.616lg m 0.17 0.616lg0.272 0.518 52% 2.2.3.3 实际塔板数N

精馏段：N精

30.52

5.8 （层）6 提馏段：N提

5.50.52

9.6 10.58（层）

故实际塔板数：N 6 11 17（层） 2.2.3.4操作压强Pm

塔顶压强PD 4 101.3 105.3kPa，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：