苯与氯苯化工原理课程设计Word文档格式.docx

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操作周期：

300天／年

进料组成：

XF=40%（质量分率，下同）

塔顶产品组成：

XD=98%

塔底产品组成：

XW=0.2%

1.2操作条件

操作压力：

自选（表压）

进料热状态：

泡点进料（q=1）

单板压降：

≯0.7kPa

回流比：

R=（1.1～2.0）Rmin由设计者自选

塔顶采用全凝器泡点回流

塔釜采用间接饱和水蒸气加热

全塔效率为：

0.6

1.3设备型式：

自选

1.4厂址：

荆门地区

二.设计内容

2.1设计方案的选择及流程说明

本设计任务为分离苯—氯苯混合液。

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。

2.2工艺计算

2.2.1精馏塔物衡算

原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分料率

苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol

氯苯的摩尔质量MB=112.5kg/kmol

xF==0.478.11/（0.4*78.11+0.6*112.5）=0.49（摩尔分率,下同）

xD=0.98*78.11/（0.98*78.11+0.02*112.5）=0.986

xW=0.02*78.11/（0.02*78.11+0.98*112.5）=0.029

（2）原料液级塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=78.11*0.49+112.5*（1-0.49）=95.68（kg/kmol）

MD=78.11*0.986+112.5*（1-0.986）=78.59（kg/kmol）

MW=78.11*0.029+112.5*（1-0.029）=111.56（kg/kmol）

2.2.2物料衡算

原料处理量F=14000*1000/（300*12*95.68）=40.64kmol/h

总物料衡算D+W=F

苯物料衡算D*xD+W*xW=F*xF

联立解得D=19.58（kmol/h）

W=21.06（kmol/h）

因为是苯—氯苯物系，可以近似的看做理想物系，则最小回流比：

Rmin=（xD-ye）/（ye-xe）

由手册查得苯—氯苯物系的汽液平衡数据，

温度，（℃）

80

90

100

110

120

130

131.8

苯

760

1025

1350

1760

2250

2840

2900

氯苯

148

205

293

400

543

719

两相摩尔分率

x

1

0.677

0.442

0.265

0.127

0.019

y

0.913

0.785

0.614

0.376

0.071

绘出x~y图。

如下：

过F点作垂线（q=1），与相平衡线的焦点即为点e（xe,ye）

xe=0.49ye=0.82

代入得Rmin=0.5

所以R=1

L=RD=1*19.58=19.58（kmol/h）

V=（R+1）D=（1+1）*19.58=39.16（kmol/h）

L’=L+qF=19.58+1*40.64=60.22（kmol/h）

V=V’=39.16（kmol/h）

操作线方程

精馏段操作线方程：

yn+1=R*xn/（R+1）+xD/（R+1）=0.5xn+0.493

提馏段操作线方程：

ym+1=（L+qF）*xm/（L+qF-W）-WxW/（L+qF-W）=1.538xm-0.0156

图解法求理论板层数，结果为：

总理论板数NT=8.64（包括再沸器）

进料板位置NF=5

精馏段实际塔板数N精=4/0.6≈7块

提留段实际塔板数N提=3.64/0.6=7块

3.精馏段的设计

3．1精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算

（1）塔顶操作压力pD=101.3+4=105.3kPa

每层塔板压降△p=0.7kPa

进料板压力pF=105.3+0.7*7=110.2kPa

精馏段平均压力pm=（105.3+110.2）/2=107.75kPa

（2）操作温度计算

查苯—氯苯物系的汽液平衡数据，通过内插法，计算得泡点温度。

塔顶温度tD=81.9℃

进料板温度tF=107.8℃

精馏段平均温度tm=（81.9+107.8）/2=94.85℃

（3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.986,查平衡曲线（），得x1=0.929

MVDm=0.986*78.11+（1-0.986）*112.5=78.59（kg/kmol）

MLDm=0.929*78.11+（1-0.929）*112.5=80.55（kg/kmol）

精馏段平均摩尔质量计算

由图解理论板（见图），得yF=0.749

查平衡曲线（见图），得xF=0.396

MVFm=0.749*78.11+（1-0.749）*112.5=86.74（kg/kmol）

MLFm=0.396*78.11+（1-0.396）*112.5=98.88（kg/kl）

精馏段平均摩尔质量：

MVm=（78.59+86.74）/2=82.67（kg/kmol）

MLm=80.55+98.88）/2=98.88（kg/kmol）

（4）平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即：

ρVm=pmMVm/RTm=107.75*82.67/（8.314*（94.85+273.15））

=2.91（kg/m3）

②液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算，即：

1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB

塔顶液相平均密度的计算

由tD=81.9℃,查表1，用内插法得

ρA=814.95（kg/m3）ρB=1037.12（kg/m3）

1/ρLDm=0.98/814.95+0.02/1037.12

ρLDm=818.46（kg/m3）

进料板液相平均密度的计算

由tF=107.8℃。

查表1，用内插法得：

ρA=784.00（kg/m3）ρB=1009.12（kg/m3）

进料板液相的质量分率

aA=0.396*78.11/（0.396*78.11+（1-0.396）*112.5）=0.33

1/ρLFm=0.313/784.00+0.687/1009.12

ρLFm=925.9（kg/m3）

精馏段液相平均密度为：

ρLm=（ρLFm+ρLDm）/2=（818.465+925.9）/2=872.18（kg/m3）

（5）液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即：

n

σLm=Σxiσi

i=1

塔顶液相平均表面张力的计算：

由tD=81.9℃，查表2得：

σA=20.97（mN/m）σB=25.95（mN/m）

σLDm=0.986*20.97+（1-0.986）*25.95=21.04（mN/m）

进料板液相平均表面张力的计算：

由tF=107.8℃，查表2得：

σA=17.59（mN/m）σB=22.96（mN/m）

σLFm=0.396*17.58+（1-0.396）*22.96=20.80（mN/m）

精馏段液相平均表面张力为：

σLm=（21.04+20.80）/2=20.92（mN/m）

（6）液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算：

lgμLm=∑xilgμi

塔顶液相平均黏度的计算：

由tD=81.9℃，查《化学化工物性数据手册（有机卷）》得：

μA=0.303mPa·

sμB=0.422mPa·

s

lgμLDm=0.986*lg（0.303）+（1-0.986）*lg（0.422）

解出μLDm=0.304（mPa·

s）

进料板液相平均黏度的计算：

由tF=107.8℃，查《化学化工物性数据手册（有机卷）》得：

μA=0.239mPa·

sμB=0.344mPa·

lgμLFm=0.396*lg（0.239）+（1-0.396）*lg（0.344）

解出μLFm=0.298（mPa·

精馏段液相平均黏度为：

μLm=（0.304+0.298）/2=0.301（mPa·

3.2精馏段主要设备工艺尺寸设计

3.2.1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为：

VS=VMVm/3600ρVm=39.16*82.62/（3600*2.91）=0.309（m3/s）

LS=LMLm/3600ρLm

=19.58*89.72/（3600*872.18）=0.00056（m3/s）

由umax=C*√（（ΡL-ρV）/ρV），式中C由式C=C20*（σL/20）^0.2计算，其中的C20由《化工原理课程设计》P104图3-2查得，图的横坐标为：

（Lh/Vh）*（ρL/ρV）^0.5=（（0.00056*3600）/（0.309*3600））*（872.18/2.91）^0.5=0.0314

取板间距为HT=0.3m，板上液层高度hL=0.06m则：

HT-hL=0.24（m）

查得C20=0.054

C=0.054*（21.04/20）^0.2=0.0546

umax=0.0546*（（872.15-2.91）/2.91）^0.5=0.944（m/s）

取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u=0.7*umax=0.7*0.944=0.661（m/s）

D=（4*VS/（π*u））^0.5=（4*0.309/（3.14*0.661））^0.5=0.772（m）

按标准塔径圆整后D=0.8（m）

塔截面积为：

AT=0.785D2=0.785*0.64=0.5024（m2）

u=VS/AT=0.309/0.5024=0.615（m/s）

3.2.2.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为：

Z精=（N精-1）*HT=（7-1）*0.3=1.8（m）

提馏段有效高度为：

Z提=（N提-1）*HT=（7-1）*0.35=2.1（