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1、0化工原理课程设计设计题目：苯 氯苯精馏过程板式塔设计姓 名： 学 号： 学 院： 专 业： 应用化学 12012 年 9 月 10 日1目 录设计主要内容 .1一 设计方案的确定及流程说明 .2二 精馏塔的物料衡算 .2三 精馏塔板数的确定 .2四 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 .2五 精馏塔主要工艺尺寸计算 .2六 精馏塔塔板的工艺尺寸 .2七 精馏塔塔板的流体力学验算 .2八 精馏塔塔板的负荷性能图 .2九 精馏塔辅助设备选型与计算 .2十、设计结果概要 .2设计总结和评述 .2参考文献 .221设计主要内容一 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。
2、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
3、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2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
4、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。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下：1.苯和氯苯的物理性质表 1.1 苯和氯苯的物理性质项目 分子式 相对分子质量 沸点 临界温度/ 。 c 临界压力/kpa苯 （ A）C6H6 78.11 80.1 288 5 68334氯苯（B）C6H5 Cl 112.56 131.8
5、 359.2 45202.苯氯苯的气液相平衡数据表 1.2 苯氯苯的气液相平衡数据苯的组成 苯的组成沸点温度t/ 液相 Ax气相 Ay沸点温度t/ 液相 Ax气相 Ay380.02 1 1 120 0.129 0.37890 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723100 0.447 0.785 131.8 0 0110 0.267 0.613.组成饱和蒸气压 0ip表 1.3 苯氯苯的组成饱和蒸气压温度/ 80 90 100 110 120 130 131.8/mmhg(苯 )0ip760 1025 1350 1760 2250 2840 2900/mmhg(氯苯 )0i 1
6、48 205 293 400 543 719 7604.液相密度 表 1.4 苯氯苯的液相密度 表 1.5纯组分在任何温度下的密度可由下式计算：苯 tA187.92氯苯 tB.温度 80 90 100 110 120 130苯3/mkg817 805 793 782 770 757氯苯 3/1039 1028 1018 1008 997 9854其中： 温度，t5.液相粘度 L表 1.5 苯氯苯液体粘度 L温度() 60 80 100 120 140苯（MP .S）a0.381 0.308 0.255 0.215 0.184氯苯（MP .S）a0.515 0.428 0.363 0.313 0
7、.2746. 组分的表面张力表 1.6 苯-氯苯液体表面张力 温度/ 80 85 110 115 120 131苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3dyn/cm 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4二 精馏塔的物料衡算1、原料液及塔底产品含苯的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol氯苯的摩尔质量 MB=112.56kg/kmol 6837.01.7/6.0512/4.08.Fx5930.1.78/9.05612/.0.Dx 4././97.3w2、平均摩尔质量 kmolgMF /01.8956.12*)837.0(1.78*6
8、3.0 lD /3.9.9. kolgW /41.256.1*)043.(1.78*043. 3、物料衡算依题意：以 300 天计，一天 24 小时，有：1650*2.039/324.1kmolh总物料衡算： 2.039FDWF苯物料衡算： *0.6837*.43联立解得： 51/kmolh4.7/kmolh三 精馏塔板数的确定1、理论板数 NT的求取苯氯苯物系属于理想物系，可采用阶梯图解法求取 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 x-y6依据 ，天津地区大气压为 101.08kpa（约 758mmHg） ，得下表：xpypxABA,表 3.1 苯氯苯物系的
9、气液平衡数据T/ 80 90 100 110 120 130 131.8苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ipmmHg 氯苯 148 205 293 400 543 719 760BApx1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000两相摩尔分率 xpyA1.000 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000设计中塔内压力接近常压，课使用表中所给为常压下的相平衡数据。（2）确定操作回流比将表 3.1 中数据作图 3.1，得 x-y 曲线。泡点进料，q=1,在 x-y 图上，xq=xF=0.683
10、7，做 q 线交平衡线于 q 点，读得 yq=0.915，则最小回流比为：min0.93.150.3864DqyRx取操作回流比为 2min.67R（3）气液相负荷精馏段： 0.674.93.025/(1)(1)7.6/LDkolhVRml提馏段： .8.4/750/Fklkmolh（4）操作线方程7精馏段： 10.6710.93.40.597.6DRyxxx提馏段： 3.0256.182.039 0.431.270.139.5618.WLqFyxxq x（5）图解法求理论板层数精馏段操作线方程过点 a（ , ）即（0.993，0.993）和点 b（0，0.597） ，Dx连接 ab 即得精馏
11、段操作线，ab 交 q 线于点 d（0.684，0.850） ，提馏段操作线方程过点 c（ , ）即点（0.0043，0.0043）和点 d，连接 cd 即得提馏段操作线。自Wxa 点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线，求解结果为：总理论板层数： （包括再沸器） ，精馏段 3.3 块，提馏段 4.9 块，第8.2TN4 块为进料板位置。8图 3.1 苯氯苯的气液平衡 x-y 图2、实际板层数 NP的求解（1）全塔效率 TE根据表 1 绘出 t-x-y 图（图 3.2） 。图 3.2 苯氯苯的气液平衡 t -x-y 图9由图查得进料温度为 91.8，在此平均温度下根据基础数据，用线性插值法查的该温
12、度下组分黏度为： ， 。smPa275.0AsmPa28.0B液相平均密度： 278.063.128.063.275.01 FBFAimxx实际塔板效率： 512.078.lg61.07.lg61.07. mTE（2）实际塔板数 （近似取两操作段塔板效率相同）pN精馏段： 块，取 7 块13./0526.4p提馏段： 块，取 块24.9/18.p29pN总塔板数 块（不包括再沸器）126ppN四 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算1、平均压强 mp取每层塔板压降： 0.6kPa塔顶操作压力： 1.85.0kaDp进料板压力： 06.317.8PF塔底操作压力： 1.865.Wpka10精馏段平均
13、压力： 1(06.87.)/2106.98mpkPa提馏段平均压力： 2.5./.72、 平均温度 mt采用图解法，分别绘出塔顶、进料板、塔底苯氯苯系统 T-x-y 图；由 =0.9930, =0.6837， =0.0043,查相应图根据与泡点线的交点可得：DxFWx塔顶温度 tD=84.20C 进料板温度 tf=94.30C 塔釜温度 tW=137.1精馏段平均温度： m1DF()/2(84.93)/28.5tt提馏段平均温度： 2W/17./1.7tt 全塔平均温度： o()/(84.23.)/0.65CmDtt3、平均摩尔质量 M塔顶： ， （查相平衡图）10.93Dyx1.08x,.7.9312.5678.3kg/molVm,0.98.10.8./lLDM进料板：由图解理论板得 ， （查相平衡图）.67Fy.5Fx,0.8.10.812.68.9kg/molVFm,.57.57./lLM塔底：由 ，查平衡曲线得0.43nx
