笨氯苯课程设计设计.doc

课程设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计【设计题目】试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯 吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%（以上均为质量分数）。【操作条件】 1.塔顶压力 4kPa（表压）； 2. 进料热状态 泡点进料； 3. 回流比 2Rmin； 4. 塔底加热蒸气压力 0.5MPa（表压）； 5. 单板压降 0.7kPa；6. 每年300天，每天24小时连续运行。【设计内容】一、 设计方案的确定本设计任务为分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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、 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 MA=78.11kg/kmolL氯苯的摩尔质量 MB=112.61kg/kmol, F=0.702 D= =0.986 W=0.0032. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=78.110.702(10.702) 112.61=88.39kg/kmol MD=78.110.986(10.986) 112.61=78.59kg/kmol MW=78.110.003(10.003) 112.61=112.50kg/kmol3物料衡算 依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W=3t/h=3000kg/h，全塔物料衡算： F=DW 0.38F=0.02D0.998W 联立式可得：F=8150kg/h F=8150/88.39=92.21kmol/hD=5150kg/h D=5150/78.59=65.53kmol/hW=3000kg/h W=3000/112.50=26.67kmol/h三、 塔板数的确定1. 理论板层数NT的求取 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取NT，步骤如下：.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。.求最小回流比及操作的回流比R将上表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：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：.求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=0.43865.53=28.70kmol/h V=(R1)D=(0.4381)65.53=94.23kmol/h L=LF=28.7092.21=120.91kmol/h V=V=80.46kmol/h.求操作线方程精馏段操作方程：y=xD=x0.986=0.30x0.69提馏段操作方程：y=xW=x0.003=1.28x0.0008. 图解法求理论板层数如上图所示，求解结果为总理论板层数 NT=10.5（包括再沸器）进料板位置 NF=52实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精=4/0.52=7.78 提留段实际板层数 N提=7.5/0.52=14.4215四、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.34=105.3kPa每层塔板压降 P =0.7kPa进料板压力 PF=105.30.78=110.9kPa精馏段平均压力 Pm=(105.3110.9) /2=108.9kPa2操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 tD=80进料板温度 tF=89精馏段平均温度 tm=(8089)/2=84.53平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.986,查相平衡曲线（见图1），得 x1=0.940 MVDm=0.98678.11(10.986) 112.61=78.59kg/kmol MLDm=0.94078.11(10.940) 112.61=80.18kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1），得 yF=0.935，查平衡曲线（见图1），得 xF=0.702 MVFm=0.93578.11(10.935) 112.61=80.35kg/kmol MLFm=0.70278.11(10.702) 112.61=88.39kg/kmol精馏段平均摩尔质量计算 MVm=(78.5980.35)/2=79.47kg/kmol MLm=(80.1888.39)/2=84.29kg/kmol4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即 rVm=2.889kg/m3液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即1/ rLm =Sai/ri 塔顶液相平均密度的计算 由tD=80,查手册得 rA =817.0kg/ m3 rB=1039.1 kg/m3 rLDm =820.5 kg/m3 进料板液相平均密度的计算 由tF=89, 查手册得 rA =806.34 kg/ m3 rB =1029.55 kg/ m3 进料板液相的质量分率 aA=0.620 rLFm =878.7 kg/ m3 精馏段液相平均密度为 rLm=（820.5878.7）/2=849.6 kg/ m35液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即 sLm=Scisi 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=80,查手册得 sA=21.08mN/m sB=26.08 mN/m s LDm =0.98621.080.01426.08=21.15 mN/m 由tF=89,查手册得 sA =20.21 mN/m sB=25.26 mN/m s LFm =0.70220.210.29825.26=21.71 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 s Lm =（21.1521.71）/2=21.43 mN/m6液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgmLm=Scilgmi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=80,查手册得 mA =0.315mPas mB=0.445 mPas lgmLDm=0.986lg(0.315)0.014lg(0.445) 解得 mLDm =0.317 mPas 进料板液相平均粘度的计算 由tF=89,查手册得 mA =0.28 mPas mB= 0.41 mPas lgmLFm =0.702lg(0