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1、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）化学与环境工程学院化工与材料系2004年5月27日课程设计题目一一一苯-氯苯板式精储塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精储塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶储出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量）。二、操作条件1 .塔顶压强4kPa（表压）；2 .进料热状况，自选；3 .回流比，自选；4 .塔釜加热蒸汽压力506kPa;5 .单板压降不大于0.7kPa；6 .年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容1 .设计方案的确定及工艺流程的说明；2 .塔的工艺计算；3 .塔和塔板主要工
2、艺结构的设计计算；4 .塔内流体力学性能的设计计算；5 .塔板负荷性能图的绘制；6 .塔的工艺计算结果汇总一览表；7 .辅助设备的选型与计算；8 .生产工艺流程图及精储塔工艺条件图的绘制；9 .对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压Pi（mmHg）温度，（C）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.组分的液相密度p（kg/m3）温度，(C)8090100110120130P苯817805793782770757氯苯103910281018100899
3、7985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯pA=9121.187推荐：pA=912.131.1886t氯苯pB=112Z1.11t推荐：pb=1124.41.0657t式中的t为温度，C。3 .组分的表面张力cr（mN/m）温度，(C)8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力而可按下式计算:%=J（Xa、Xb为A、B组分的摩尔分率）bAXB+bBxA4 .氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3X103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：0-t03
4、8之二上空（氯苯的临界温度：tc=359.2七）0.38ttc/。3-tJ5 .其他物性数据可查化工原理附录。附参考答案：苯-氯苯板式精储塔的工艺计算书（精储段部分）苯-氯苯板式精储塔的工艺计算书（精储段部分）、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精储塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。二、全塔的物料衡算（一）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112.6
5、1kg/kmol。Xf65/78.1165/78.11-35/112.61=0.728XD98/78.1198/78.112/112.61=0.986xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.61=0.00288（二）平均摩尔质量MF=78.110.7281-0.728112.61=87.49kg/kmolMd=78.110.9861-0.986112.61=78.59kg/kmolMW=78.110.002881-0.00288112.61=112.5kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：W=50000t/a=6313
6、kg/h,全塔物料衡算：F=DW0.35F：-0.02D0.998WF：=18709kg/hF=18709/87.49=213.84kmol/hD=12396kg/hD=12396/78.59=157.73kmol/hW：=6313kg/hW=6313/112.5=56.12kmol/h、塔板数的确定（一）理论塔板数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:1 .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x=（ptPbXpAPb）,y=Pax/Pt,将所得计算结果列表如下：温度，（C）8090100110120130131.8Pi苯76
7、0102513501760225028402900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xy平衡关系的影响完全可以忽略。2 .确定操作的回流比R将1.表中数据作图得xy曲线及txy曲线。在xy图上，因q=1,查得ye=0.935，而xe=xf=0.728,xd=0.986。故有:RmXd - yeye -Xe0.986 -0.9350.935 -0.72
8、8= 0.2462倍,考虑到精微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即：R=2Rm=20.246-0.4923 .求理论塔板数RXr精微段操彳线：y=x-3-=0.33x0.66R1R1提储段操作线为过（0.00288,0.00288闲（0.728,0.900网点的直线。1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10.0苯-氯苯物系精微分离理论塔板数的图解苯-氯苯物系的温度组成图图解得NT=11.51=10.5块（不含釜）。其中，精微段NT1=4块，提微段NT2=6.5块，第5块为加料板位置。（二）实际塔板数Nop1 .全塔效率Et选用Et=0.170.61
9、610g所公式计算。该式适用于液相粘度为0.071.4mPa-s的烧类物系，式中的即为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为0.5（80+131.8）=106C（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：原=0.24mPa，s,%=0.34mPa，s。所=”f+砥（1-Xf）=0.24父0.728+0.34父（1-0.728）=0.267Et=0.170.61610g所=0.170.61610g0.267=0.522 .实际塔板数Np（近似取两段效率相同）精微段：Np1=4/0.52=7.7块，取Np1=8块pp提福段：Np2=6.5/0.52=12.5块，取
10、N。2=13块p2p2总塔板数Np=Np1+Np2=21块。四、塔的精储段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD=101.34=105.3kPa加料板：pF=105.30.78=110.9kPa平均压强pma105.3110.9/2-108.1kPa（二）平均温度tm查温度组成图得：塔顶为80C,加料板为88Cotm=（80+88/2=84C（三）平均分子量Mm塔顶：yi=Xd=0.986,xi=0.940（查相平衡图）MVD,m=0.986x78.11+（1-0.986产112.61=78.59kg/kmolMLD,m=0.940M78
11、.11+（1-0.9402=83.84kg/kmol（四）平均密度所1.液相平均密度2,m塔顶：PLD,A=912.131.1886t=912.131.1886M80=817.0kg/m333=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657乂80=1039.1kg/m33pLD,m =820.5kg/m1aAaB0.980.02=+=十M,mA”B817.01039.1进料板：工F,A=912.131.1886t=912.131.1886M88=807.5kg/m3工f,b=1124.4T.0657t=1124.4-1.0657父88=1030.6kg/m31aAaBpLF,mPLF
12、,APLF,B0.650.35+=PLFm807.51030.6873.7kg/m3精微段：,m=(820.5+873.7)/2=847.1kg/m32.汽相平均密度卬,mpmMV,m108.179.473fV,m2.894kg/mRTm8.31427384（五）液体的平均表面张力Gm=21.14mN/m塔顶：的,A=21.08mN/m；/、6AOBCD,m=IoaXb+值Xa人oD,B=26.02mN/m(80C)21.08m26.02、21.080.014+26.02父0.986J进料板：昨,A=20.20mN/m；昨,B=25.34mN/m(88C)21.38mN/moaob、220.20父25.341中m=、oaXb+obXa,F2=21.26mN/m（六）液体的平均粘度比四塔顶：查化工原理附录11,在80c下有：= 0.317mPa s生D,m=（MaXaL+（即XbD=0.315M0.986+0.445M0.014加料板：应F,m=0.28父0.728+0.41父0.272=0.315mPas精微段：风,m=（0.317+0.315）/2=0.316mPas五、精储段的汽液负荷计算汽相摩尔流率VUR1D=1.492157.73=235.33kmol/h汽相体积流量VsVMvm235.3379.473,3600 pv,m3600 M 2.
