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1、- 1 - （一）题目试设计一座苯氯苯连续精馏塔，要求年产纯度98% 的氯苯 41 吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2% ，原料液中含氯苯35% （以上均为质量分数） 。（二）操作条件（1）塔顶压力 4kPa（表压） ；（2）进料热状况泡点；（3）回流比 R=1.4Rmin；（4）塔底加热蒸汽压力 0.506Mpa（表压） ；（5）单板压降0.7 kPa ；（三）塔板类型浮阀塔板（ F1型）（四）工作日每年按 330天工作计，每天连续24 小时运行（五）厂址厂址为天津地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。设计
2、中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。 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， 其余部分冷却后送至储物罐。 该物系属易分离物系， 最小回流- 2 - 比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4 倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量k m ol/kg11.78AM氯苯的摩尔质量k m o l/kg56.112BM0 0 3.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/9
3、8.011.78/98.0638. 056.112/45.011.78/55.011.78/55.0WDFxxx2原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量k m o l/kg46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol/kg59.7856.112)986.01 (11.78986.0kmol/kg58.9056.112)638.01(11.78638.0WDFMMM3物料衡算原料处理量h/2 5. 9 3k m o l 46.11224300100000012W总物料衡算2 5. 9 3DF苯物料衡算2 5. 9 30 0 3.09 8 6.06 3 8.0DF联立解得 h
4、/7 3 . 2 4 k m o lh/4 7 . 3 1 k m o lFD三、塔板数的确定1理论板数 NT的求取（1）由手册查得苯氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy 图，见图 1。C/oT80 90 100 110 120 130 131.8 kPa/o Ap101.33 136.66 179.99 234.60 299.99 378.65 386.65 - 3 - kPa/o Bp19.73 27.33 39.07 53.33 72.40 95.86 101.33 oooBAB ppppx1.000 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.000 xppyAo1.0
5、00 0.913 0.785 0.613 0.376 0.072 0.000 图 1 图解法求最小回流比（2） 由于泡点进料 q=1， 在图上作直线 x=0.986 交对角线于 a点， 作直线 x=0.638交平衡线于 q 点，连接 a、q 两点，过 q 点作横轴的平行线交纵轴于一点，读得图 1 xy 图yq=0.896，则最小回流比如下：0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 0.000 0.200 0.400 0.600 0.800 1.000 yxDxqxqqya- 4 - 35.0638.0896.0896.0986.0 minR取操作回流比为49.03
6、5.04.14.1minRR（3）求精馏塔的气、液相负荷h/7 0 . 4 9 k m o lh/9 6 . 4 2 k m o l7 3 . 2 42 3 . 1 8h/7 0 . 4 9 k m o l4 7 . 3 1)149. 0() 1(h/23.18kmol47.3149. 0VVFLLDRVRDL（4）求操作线方程精馏段操作线方程626.0283 .0986.070.4947.3170.4918.23xxxVDxVLyD提馏段操作线方程0 0 1.0693 .1003.070.4925.9370.4942.96xxxVWxVLyW（5）图解法求理论板层数如附图 1，将 x=0.6
7、38 带入精馏段操作线方程，得出y=0.871，在图中找出该点记为 d， 连接 ad 两点即得精馏段操作线； 在对角线上找到 c 点 （0.003， 0.003） ，连接 cd 两点即得提馏段操作线。自a 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)(11 包括再沸器TN进料板位置4FN2实际板层数的求解（试差法）假设总板效率 ET=0.49 精馏段实际板层数4544.949.0/22精N提馏段实际板层数71-8 . 1149. 0/4提N（不包括再沸器）- 5 - 实际板层数为 26/0.49-1=52（不包括再沸器）试差法计算如下：Np=52塔顶压力：105.3KPa43
8、.101DP塔底压力：139.984Pa52667.03.105wP已知塔底组成为四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力的计算塔顶操作压力k P a33.10543 .101DP每层塔板压降k P a7.0P进料板压力1 . 6 3 k P1197.033.105FP精馏段平均压力1 0 8 . 4 8 k P2/ )33.1051.6311(1mP塔底操作压力1 . 4 3 k P12327.033.105DP提馏段平均压力1 6 . 5 3 k P12/ )2 1 . 4 311 1 . 6 31 (2mP2操作温度的计算表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表A B C 温度
9、范围（ K）苯6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 1466.083 -15.44 420-521 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 （表 1 苯、氯苯Antoine常数数据表- 6 - A B C 温度范围（ K）苯6.01907 1204.682 -53.072 279-377 6.06832 1236.034 -48.99 353-422 6.3607 1466.083 -15.44 420-
10、521 氯苯6.10416 1431.83 -55.515 335-405 6.62988 1897.41 5.21 405-597 假设塔顶的泡点温度C2 .83ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯1 1 1 . 5 3 k P a2 . 0 4 7 4 215.2732 .8399.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯22.11kPa1.3446415.2732.83515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得DABABxxppyppppx986. 033.105931. 053.111931.011.2253.11111.22433.
11、101oooo）（故假设正确，塔顶温度为C2.83o Dt假设塔顶的进料板温度C4.49ot，则纯组分的饱和蒸气压为对苯k P a1 5 4 . 2 61 8 8 2 5.215.2734.4999.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯 32.77kPa1.5154815.2734.49515.5583.143110416.6lgooBBpp代入泡点方程和露点方程，得638. 02.77354.2612.77323.110oooBAB ppppx假设正确，故进料板温度为C4.49o Ft假设塔底的泡点温度C713ot，则纯组分的饱和蒸气压为- 7 - 对苯k P a51.4
12、2415.27313799.48034.123606832.6lgooAApp对氯苯kPa28.15115.27313721.541.189762988.6lgooBBpp代入泡点方程，得0 0 3.00 0 3 8.01 1 5 . 2 8-4 4 2 . 5 128.11553.116oooBAB ppppx假设正确，故塔顶温度为C137o Wt精馏段平均温度C8 . 882/ )4 . 492.83(o 1mt提馏段平均温度C1 1 5 . 72/)1374.49(o 2mt全塔平均温度C1.1 1 02/)1 3 72 .83(o mt3平均摩尔质量的计算塔顶：由986.01Dxy，查
13、平衡曲线得920.01xk m o l/kg87.8056.112)920.01(11.78920.0kmol/kg60.7856.112)986.01(11.78986.0LDmVDm MM进料板：由图理论板得885.0Fy，查平衡曲线得621.0Fxk m o l/kg17. 1956.112)621.01 (11.78621. 0kmol/82.07kg56.112)885.01(11.78885.0LFmVFm MM塔底：由图理论板得300.0ny，查平衡曲线得100.0nxk m o l/53kg.11256.112) 100.01(11.78100.0kmol/kg64 .1125
14、6.112)003.01(11.78300.0LWmVWm MM精馏段平均摩尔质量k m o l/kg02.862/)17.9187.80(kmol/kg34.802/)07.8260.78(11LmVmMM提馏段平均摩尔质量- 8 - k m o l/kg85.1012/)53.11217.91(kmol/kg27.972/)46.11207.82(22LmVm MM4平均密度的计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得精馏段3111 1m/kg90.2)15.2738.88(314.834.8048.108mVmm VmRTMp提馏段3222 2m/kg51.3)15.2737.
15、115(314.827.9753.116mVmm VmRTMp（2）液相平均密度计算iiLmw1塔顶C2 .83o Dt时，333m/kg73.81656.1034/02.024.813/98.01m/kg56.10342.83111.11127m/kg24.8132.83187.1912LDmBA进料板C4 .94o Ft时，333m/kg28.8947 .1025/468.07.803/532.01532.056.112379.011.78621.011.78621.0m/kg12.10224.94111.11127m/kg95.79994.4187.1912LFmABAw塔底C137o
16、Wt时，333m/kg20.97479.974/998.038.749/002.01m/kg79.974137111. 11127m/kg38.749137187.1912LWmBA精馏段液相平均密度为3 1m/kg51.8552/)28.89473.816(Lm- 9 - 提馏段液相平均密度为3 2m/kg24.9342/)20.97428.894(Lm5液相平均表面张力的计算iiLmx塔顶C2 .83o Dt时，查得m/mN82.20Am/mN84.25Bm/mN22.2184.2508.082.20920.0LDm进料板C4 .94o Ft时，查得m/mN35.19Am/mN57.24Bm/mN32.2157.24379. 035.19621.0LFm塔底C137o Wt时，查得m/mN25.14Am/mN48.19Bm/mN47.1948.19999. 025.14001.0LWm精馏段液相平均表面张力为m/mN27.212/ )32.2122.21(1m提馏段液相平均表面张力
