化工课程设计

设计一座苯-氯苯板式连续精馏塔，要求年产36432吨纯度为99.6%的苯，塔底釜液中苯含量为1%，原料液中含苯65%（以上均为质量百分数）。设计条件如下：（1）塔顶压强kPa4（表压）（2）进料热状况：饱和蒸汽进料（3）回流比：min2RR（4）单板压降不大于kPa7.0（5）建厂地址：青藏高原大气压力约为kPa3.77的远离城市的郊区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用饱和蒸气进料（露点），讲原料液通过冷却器冷却至露点后送入精馏塔内。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，最小回流比较小，鼓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。（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量ol78.11kg/kmAM氯苯的摩尔质量ol112.6kg/kmBMFx=0.7286.11235.011.7865.011.7865.0Dx=0.9976.112004.011.78996.011.788996.0Wx=0.0146.112991.011.7801.011.7801.02.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kmolkgMF/49.876.112)728.01(11.78728.0kmolkgMD/6.112)997.01(11.78997.0kmolkgMW/6.112)11.781(11.78014.03.物料衡算塔顶产品的流量hkmolD/82.5811.7824330100036432总物料衡算WF82.58苯物料衡算WF014.082.58997.0728.0联立解得16.22W98.80F(三)塔板数的确定1.理论塔板层数TN的求取苯-氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。①由手册查得苯-氯苯物系的气液平衡数据，绘出yx图，见图。②求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点8)0.728,0.72(f作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为0.728qy0.350qx故最小回流比为minRqqqDxyyx0.71350.0-728.0728.0-997.0取操作回流比为42.171.022minRR③求精馏塔的气、液相负荷kmol/h83.52458.821.42RLDkmol/h142.3458.821)(1.421VDR）（hkmolFLL/50.164'hkmolVV/34.142'④求操作线方程精馏段操作线方程为xyVLVDxDx34.14266.740.410.587x997.034.14258.52提馏段操作线方程为'''VLy-xWxWVW'-34.14205.147x0.002-16.1014.034.14281.19x⑤图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为总理论板层数8TN（包括再沸器）进料板位置4FN2.实际板层数的求取)()()()(11211221xfxxxxxfxfxfxxx，则如果有全塔效率——Drickamer和Bradford法275.03521.0272.02463.0728.0LiFimx515.0lg616.017.0mTE精馏段实际板层数87.7515.0/4精N提馏段实际板层数87.7515.0/4提N(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力81.31kPa477.31DP92.51kPa160.781.31WP每层塔板压降0.7kPaP△进料板压力kPa91.6880.781.31FP精馏段平均压力84.11kPa/286.9181.31）（mP提馏段平均压力kPa71.98/286.9151.29）（mP2.操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度℃73.146Dt℃127.155Wt进料板温度℃83.9Ft精馏段平均温度℃）（78.12/283.973.146mt提馏段平均温度℃）（105.123/283.09155.271mt3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由0.9971yxD，查平衡曲线，得0.9551xkmolkgMVDm/21.786.112997.0-178.110.997）（kmolkgMLDm/66.796.112955.0-111.78955.0）（进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得840.0yF查平衡曲线，得350.0xFkmolkgMVFm/63.836.112/84.0-111.7884.0）（kmolkgMLFm/53.1006.11235.0-111.7825.0）（精馏段平均摩尔质量kmolkgMVm/92.802/63.8321.78）（kmolkgMLm/095.902/53.10066.79）（提馏段计算结果如下由014.02yxW,查平衡曲线，得003.02xkmolkgMVDm/17.1126.112.0140-178.11014.0）（kmolkgMLDm/497.1126.112003.0-111.78003.0）（提馏段平均摩尔质量kmolkgMVm/87.972/63.83117.112）（kmolkgMLm/51.1062/53.100497.112）（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，即精馏段:Vm33.215.27312.78314.892.8011.84）（mVmmRTMP提馏段:Vm79.215.273123.105314.887.9771.89）（mVmmRTMP（2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即ii/1lm塔顶液相平均密度的计算由℃146.73Dt，查表四由内差法得3/20.822mkgA3/54.1049mkgB3/91.822)54.1049/004.02.822/996.0(1mkgLDm由℃09.83Ft，查表4由内差法得3/52.811mkgA3/45.1038mkgB进料板液相的质量分率272.06.11265.011.7835.011.7835.0A3/05.96545.1038/728.052.811/272.01mkgLFm）（精馏段液相平均密度为3/98.8932/)05.96591.822(mkgLm提馏段计算结果如下:由℃155.127Wt，查表4由内差法得3/03.760mkgA3/99.987mkgB3/75.760)4.996/004.003.760/996.0(1mkgLDm提馏段液相平均密度为3/90.8622/)05.96575.760(mkgLm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iiLmx塔顶液相平均表面张力的计算由℃146.73Dt，查表3由内差法得mmNA/22.21mmNB/51.24mmNLDm/13.2251.24003.012.22997.0进料板液相平均表面张力的计算由℃09.83Ft，查表3由内差法得mmNA/90.20mmNB/41.23mmNLFm/53.2241.2365.09.2035.0精馏段液相平均表面张力为mmNLm/33.222/53.2213.22）（提馏段计算结果如下:由℃155.127Wt，查表3由内差法得mmNA/66.15mmNB/67.18mmNLWm/67.1567.18003.066.15997.0提馏段液相平均表面张力为mmNLm/10.192/53.2261.15）（6.液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即iiLmxlglg塔顶液相平均粘度的计算由℃146.73Dt，查表5由内差法得smPaA333.0smPaB458.0)458.0lg(003.0)333.0lg(997.0lgLDm解出smPaLDm333.0进料板液相平均粘度的计算由℃09.83Ft，查表5由内差法得smPaA3.0smPaB418.0)418.0lg(65.0)3.0lg(35.0lgLFm解出smPaLFm372.0精馏段液相平均表面张力为smPaLm353.02/372.0333.0）（提馏段计算结果如下:由℃155.127Wt，查表5由内差法得smPaA204.0smPaB299.0)299.0lg(003.0)204.0lg(997.0lgLWm解出smPaLWm204.0精馏段液相平均表面张力为smPaLm288.02/372.0204.0）（(五)塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏段的气、液相体积流率为373.133.2360092.8034.1423600VmVmhVMV0023.098.8933600095.90524.833600LmVmhLML由VVLCumax其中20C由史密斯关联图查取，图的横坐标为0328.0)33.298.893(3600373.136000023.0)(2121VLhhVL取板间距mHT40.0，板上液层高度mhL06.0，则mhHLT34.006.04.0-查图1-1得073.020C0746.0)2033.22(073.0)20(2.02.020LCCsmu/459.133.233.298.8930746.0max去安全系数为0.7，则空塔气速为smuu/022.1459.17.07.0maxmuVDh308.1022.1373.144按标准塔径圆整后为mD5.1塔截面积为766.15.14422DAT实际空塔气速为smu/777.0766.1373.1提馏段的气、液相体积流率为387.179.2360087.9734.1423600VmVmhVMV0029.09.862360051.106524.833600LmVmhLML由VVLCumax其中20C由图1-1查取，图的横坐标为0368.0)79.29.862(3600387.136000029.0)(2121VLhhVL取板间距mHT40.0，板上液层高度mhL06.0，则mhHLT34.006.04.0-查图1-1得085.020C0842.0)2010.19(085.0)20(2.02.020LCCsmu/478.179.279.29.8620842.0max去安全系数为0.7，则空塔气速为smuu/035.1478.17.07.0maxmuVDh307.1033.1387.144按标准塔径圆整后为mD5.1塔截面积为766.15.14422DAT实际空塔气速为smu/785.0766.1387.1因为精馏段和提馏段的塔径都为1.5m,所以整塔塔径为1.5m。2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为mHNZT8.24.0)18(1-）（精精提馏段有效高度为mHNZT8.24.0)18(1-