苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)

苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

总物料衡算 WDF  苯物料衡算 WDF 0 0 2 8 8 6  联立解得 kmol/h D  kmol/h F 3．塔板数的确定 理论塔板数 TN 的求取 氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 yx~ 依据     BABt ppppx  /， tAxpy / ，将所得计算结果列表如下： 表 31 相关数据计算 温度 /℃ 80 90 100 110 120 130 140 ip 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 两相摩尔分率 x 1 0 y 1 0 相对挥发度 oAoBPP 5 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 yx~ 平衡关系的影响完全可以忽略。 平均相对挥发度  ，则，汽液平衡方程为： xxxxy )1(1   10 确定操作的回流比 R 将表 31 中数据作图得 yx~ 曲线。 010 1xyy=xf(x) 图 31 苯 — 氯苯混合液的 x— y图 在 yx~ 图上，因 1q ，查得 ey ，而  Fe xx ， Dx。 故有：  ee eDm xy yxR 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 倍，即：  mRR 求精馏塔的汽、液相负荷 k m o l/ h 1 . 7 53 . 0 60 . 5 7 3RDL  kmo l / h 4. 8 13. 0 61)( 0. 57 31) D(RV  kmo l/ h 6. 294. 541. 75FLL ， km ol /h 4. 81VV ， 11 求 理论塔板数 精馏段操作线： 6 2 6 11  xR xxR Ry D 提馏段操作线： 3 0 0  xVWxVLy x w 提馏段操作线为过  , 和  , 两点的直线。 采用图解法求理论板层数 ,在 xy 图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。 从 ),(Dx 开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。 当梯级跨过两操作线交点 ),(d 时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点),(Wx 为止。 用 Excel 作图，各梯级的坐标如下： 表 32 相关数据计算 x y 精馏段 提镏段 x 12 010 1xyf(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线 图 32 苯 氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 按上法图解得到： 总理论板层数 9TN 块（包括再沸器） 加料板位置 4FN 全塔效率 TE 选用 mTE μl o  公 式 计 算。 该 式 适 用 于 液 相 粘 度 为~ s 的烃类物系，式中的 mμ 为全塔平均 温度下以进料组成表示的平均粘度。 查图一，由 Dx = Wx = 查得塔顶及塔釜温度分别为： tD =℃ Wt =℃， 全塔平均温度 mt =(tD +Wt )/2=(+)/2=℃ 根据表 34 表 34 苯 氯苯温度粘度关系表 13 温度 ℃ 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPas 氯苯 粘度 mPas 0. 利用差值法求得 ： smPa  ， B。     2 2  FBFAm xx  o g6 1 o g6 1  mTE  实际塔板数 pN （近似取两段效率相同） 精馏段： pN 块，取 61pN 块 提馏段： pN 块，取 142pN 块 总塔板数 2021  ppp NNN 块 4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 平均 压强 mp 取每层塔板压降为 计算。 塔顶： kP Dp 加料板： 5 Fp 塔底： k P Wp 精馏段平均压强   k P 0 72/ 0 0 5 p 提镏段平均压强   k P 39。 p 14 平均温度 mt 利用表 31 数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 19 8 806 7 9080   Dt , ℃Dt 加料板 17 3 806 7 9080   Ft ， ℃Ft 塔底温度 0 1 0 2 8 1 3 000 1 1 4 01 3 0  Wt， ℃Wt 精馏段平均温度   mT ℃ 提镏段平均温度   ℃39。 mT 平均分子量 mM 精馏段： mT ℃ 液相组成： 7 8090 1  x， x 气相组成： 1 8090 1  y， y 所以   k m o lkgM L / 6 1 28 6    k m o lkgM V /  提镏段： 39。 mT ℃ 液相组成： 120xx0 2   x， x 气相组成：6 1 1 1 1 33 7 1 1 2 01 1 0 2   y， y 所以   k m o lkgM L /39。    k m o lkgM V /39。  15 平均密度 mρ 液相平均密度 mLρ, 表 41 组分的液相密度 ρ （ kg/m3） 温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： tA ρ 推荐： tA ρ 氯苯 ： tB ρ 推荐： tB ρ 式中的 t为温度，℃ 塔顶： 3, k g /  tALD 3, k g /  tBLD 3, kg/  mLDBLDBALDAmLDaa  进料板： 3, k g /  tALF 3, k g /  tBLF 3, kg/  mLFBLFBALFAmLFaa  塔底： 3, k g / 8 8 8 8  tALW 3, k g /  tBLW 3, kg/  mLWBLWBALWAmLWaa  精馏段：   3k g / 4 52/ 7 2 0 L 提镏段：   3k g / 3 72/ 0 0 7 139。 L 16 汽相平均密度 mVρ, 精馏段：   3, kg/   m mVmv RTMp 提镏段：   339。 ,39。 k g / 39。   m mVmv RT Mp 液体的平均表面张力 mσ 表 51 组分的表面张力σ 温度 80 85 110 115 120 131 σ A 苯 σ B 氯苯 液体平均表面张力依下式计算，即 iiLm x  塔顶液相平均表面张力的计算 由 ℃Dt ， 用内插法得 8580 ,  AD， N/, AD 8580 ,  BD , m N /, BD m N / 1 8 LD 进料板液相平均表面张力的计算 由 ℃Dt ， 用内插法得 11085 ,  AF， N/, AF 11085 ,  BF , m N /, BF m N / 6 3 LF 17 塔底液相平均表面张力的计算 由 ℃Wt ， 用内插法得 1 151 10 ,  AW， N/, AW 115110 ,  BW , m N /, BW m N / 9 7 1 0 2 8 LW 精馏段液相平均表面张力为 m N / )( L 提镏段液相平均表面张力为 m N / )(39。 L 液体的平均粘度 mLμ, 表三 不同温度下苯 — 氯苯的粘度 温度 t， ℃ 60 80 100 120 140 苯 mPas 氯苯 mPas 液相平均粘度可用 lg lgL m i ix  表示 塔顶液相平均粘度 80100   A， smPaA   80100   B， B )( , mLD ， sm PamLD  3 0 , 进料板液相平均粘度 18 80100   A， smPaA   80100   B， smPaB   )( , mLF ， sm PamLF  3 1 , 塔底液相平均粘度 120xx0   A， smPaA   120xx0   B， smPaB   )0 0 2 8 ( 0 2 8 , mLF , sm PamLF  3 3 , 气液相体积流量 精馏段： 汽相体积流量 / 3,  mVmVs VMV  汽相体积流量 /h6 2 7 1 . 2 m/sm7 4 33 hV 液相体积流量 /sm0025 3,  mLmLs LML  液相体积流量 /h9 . 1 5 m/sm0 0 2 33 hL 提镏段： 汽相体积流量 / 6 0 0 6 0 0 3,39。 39。  mV mVs MVV  汽相体积流量 /h6 3 7 2 m/39。 33 hV 液相体积流量 /sm0 0 8 5 3 73 6 0 0 0 7 23 6 0 0 3,39。 39。  mWmLs MLL  液相体积流量 /39。 hL 19 6 主要设备工艺尺寸设计 塔径 精馏段： 初选塔板间距 mm450TH 及板上液层高度 mm60Lh ，则：  LT hH 按 Smith 法求取允许的空塔气速 maxu （即泛点气速 Fu ） 0 2 3 4 57 4 0 0 2 VLssVL  查 Smith 通用关联图得 C 负荷因子 0 20 20  CC 泛点气速：      VVLCu  m/s 取安全系数为 ，则空塔气速为 m / m a x  uu 精馏段的塔径 )(7 4  uVD s  按标准塔径 圆整取 .6m1D 提镏段： 初选塔板间距 mm450TH 及板上液层高度 mm60Lh ，则：  LT hH 按 Smith 法求取允许的空塔气速 maxu （即泛点气速 Fu ） 20 0 8 0 6 3 77 7 0 0 8 5 39。 39。