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1、苯- 氯苯精馏计算部分1. 流程的确定和说明1.1 设计原则确定工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计 时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、 低能耗的原则，具体考虑以下几点。（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常 有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设 置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。（2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理
2、利用塔顶和塔底的废热，既可 节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影 响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水 用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑， 力求总费用尽可能低一些。（3）保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装 在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.2 设计方案的确定精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。 其优点是集成度高，可控性好，产品
3、质量稳定。由于所涉浓度围乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类 非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3）塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理 能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。（4）加料方式和加料热状态:设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。2. 全塔的物料衡算2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。Xf40/78.110.4904
4、0/78.1160/112.6198/78.11XD98/78.11 2/112.610.9860.2/78.110.002880.2/78.11 99.8/112.61精馏段平均液相组成X1Xf Xd20.738提馏段平均液相组成x2XfXw20.2462.2平均相对分子质量Mf 78.11 0.49 1 0.49 112.5 95.65kg/kmolMd 78.11 0.9861 0.986 1125 78.59kg/kmolMw78.11 0.00288 1 0.00288 112.5 112.4kg/kmol2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 300天，一天以 24小时
5、计，有：W 50000 103/M 氯苯 24 3005 107/112.5 300 2461.73kmol/h全塔物料衡算：F122.35kmol/hF D WD60.62kmol/h0.49F0.986D0.00288WW61.73kmol/ h3. 塔板数的确定3.1理论塔板数Nt的求取苯-氯苯物系属于理想物系，采用逐板计算法求取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xy 依据XPt Pb / Pa Pb，y P；x/Pt，将所得计算结果列表如下:表1.温度一饱和蒸汽压关系图温度，C)8090100110120130131.8饱和蒸汽压pi (mmHg苯76
6、0102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率X10.690.4470.2670.1290.01950y10.9160.7850.610.3780.07230本题中，塔压力接近常压(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X y平衡关系的影响完全可以忽略确定塔组成的平均相对挥发度由（1）中的气液相平衡数据用插值法计算进料温度tF，塔顶温度tD,塔底温度tw100 90t90以进料温度的计算为例：100 90 生 竺 其中xF =0.49.0.447 0.69 Xf 0.69解得 tF =
7、98.23C同理可得tD 80.47 r, tW131.53ct精馏 89.35 r, t；是馏 106.00 rB由Antoine方程：lg p A确定在各个温度下的饱和蒸汽压：t C其中查得苯的 Antoine常数 A:6.031 B : 1211 C:220.8，代入 Antoine方程求得在tF=98.23r, tD=80.47r, tW=131.53C下所对应的Pf171.84KpapD102.65KpapW 392.54Kpa由 yAPAxA/ p（P 为常压 101.3KpayF0.831兀0.999yw0.0112所以由Ya 皿 Ya 心Ya)Xa/XbXa/(1Xa)F建以
8、5.118Xf /(1 Xf )DyD/(1yD)14.187XD /(1 XD )WyW/(1yw)3 923Xw /(1Xw )最终确定:精馏段平均相对挥发度19.653提馏段平均相对挥发度224.521全塔3 F D W 6.580确定平衡线方程及回流比由y X得1(1)x平衡线方程为：y 658X15.58x由于泡点进料，q=1:XeXf0.49, yeXev(6.580.4915.58 0.490.863，而Xd0.986。故有:XdYeYeXe更63 0.330.863 0.490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1.5倍，即:R 1.5Rmin1.
9、5 0.330.495确定操作线方程由 R 0.495确定精馏段操作线方程为:yn 1RXdR 1 Xn R 10.331xn 0.660提馏段操作线方程为:L Dxd Fxfyn1 VXn VRD qF(R 1)DDxd FxfDRI 1.681Xn 00196逐板计算确定理论塔板数NT泡点进料q=1, Xq Xf 0.49yiXd0.986从第一块板下降的液体组成由平衡线方程求取:Xi-0.9156.58 5.58%第二块板上升的气相组成由精馏段方程求取：y 0.331Xi 0.66 0.331 0.915 0.66 0.963第二块板下降的液体组成X2y26.58 5.58y20.798
10、如此反复计算得y30.924, x30.650y40.875, X0.515y50.831, x50.427y60.801, x0.380 v xq =0.4X6 V Xq，第7块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算y71.681X6 0.00196 1.681 0.380 0.00196 0.6370.637第七块板下降液体组成6.58 5.58 0.6370.211X6.58 5.58y7反复计算得:y80.353 x80.0765y90.127, x90.0216yio 0.0343 X10 0.00537Yn 0.00706, xn 0.00108 V Xw=0.00288经计算：所需
11、总理论塔板数11块，第6块加料，精馏段需5块板，提馏段需5块板.即 NT1 5,Nt2 5, Nt 5 5 10 块3.2实际塔板数N pET1 0.49( 1 1) 0.2450.49(9.653 0.313) 0.2450.374NpNT15ET10.37413.3814块Et20.49( 2 2)0.2450.49(4.521 0.320) 0.2450.448NpNt25ET2 0.44811.1712块所以全塔所需实际塔板数NP14 1226块，加料板在第15块板上全塔效率为E * 100第1。38.53.3比热容及气化潜热的计算(1)塔顶温度tD80.47 C下的比热容= 95.6
12、6kJ /(kmol?K)CP苯=a+bT+cT2 = -33899+ 471.872X353.62X1Q3-298.344X353.622 X1Q64. 塔的工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强Pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶： PD 101 .3 4105.3kPa0.7 14115.1kPa0.7 26123.5kPa105.3115.1 /2110.2kPa123.5115.1 /2119.3kPam精馏段平均压力：p加料板：pF 105.3提馏段平均压力：pm塔底：Pw 105.34.2平均温度tF106.00 t f t dt - D 89.35 c，24.3平均相
13、对分子量Mm塔顶：xD0.986 ,0.915MVD,m0.986 78.1110.986112.578.59kg/kmolMLD ,m0.915 78.1110.915112.581.03kg/kmol进料板:yF0.802 , XF0.38MVF ,m0.802 78.111 0.802112.5 84.92kg/kmolMLF ,m0.38 78.1110.38112.599.43kg/kmol塔底：yw 0.0112, xw 0.00288MVW,m 0.0112 78.111 0.0112112.5112.11kg/kmolM LW,m 0.00288 78.1110.00288112.5112.40kg/kmol精馏段：ML,m78.59 84.92 / 2 81.76kg/kmol81.03 99.43 / 2 90.23kg/kmol提馏段：MV,m1112.11 84.92 /2 98.52kg/kmolML,m199.43 112.40 /2 105.92kg/kmol4.4平均密度液相平均密度L,m组分的液相密度p （kg/m3）表2.温度一密度关系图温度，（C）8090100110120130131.53p苯（A组分）817805793782770
