苯-氯苯精馏计算部分

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。490.061.112/6011.78/4011.78/40Fx986.061.112/211.78/9811.78/98Dx00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0Wx精馏段平均液相组成738.021DFxxx提馏段平均液相组成246.022WFxxx2.2平均相对分子质量kg/kmol65.955.11249.0149.011.78FMkg/kmol59.785.112986.01986.011.78DMkg/kmol4.1125.11200288.0100288.011.78WM2.3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小时计，有：h61.73kmol/243005.112/10530024/M105000073氯苯W全塔物料衡算：WDFWDF00288.0986.049.0h61.73kmol/kmol/h62.60/h122.35kmolWDF3.塔板数的确定3.1理论塔板数TN的求取苯-氯苯物系属于理想物系，采用逐板计算法求取TN，步骤如下：3.1.1根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx~依据BABtppppx/，tApxpy/o，将所得计算结果列表如下：表1.温度—饱和蒸汽压关系图温度，（℃）8090100110120130131.8饱和蒸汽压ip（mmHg）苯760102513501760225028402900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yx~平衡关系的影响完全可以忽略。3.1.2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Ft，塔顶温度Dt,塔底温度wt以进料温度的计算为例：69.09069.0447.090100FFxt其中Fx=0.49.解得Ft=98.23℃同理可得47.80Dt℃,53.131Wt℃.35.89精馏t℃,00.106提馏t℃由Antoine方程：CtBAplg确定在各个温度下的饱和蒸汽压：其中查得苯的Antoine常数A:6.031B：1211C:220.8，代入Antoine方程求得在Ft=98.23℃，Dt=80.47℃，Wt=131.53℃下所对应的KpapKpapKpapWDF54.39265.10284.171由PxPyAAA/（P为常压101.3Kpa）0112.0999.0831.0WDFyyy所以由)1/()1/(//AAAABABAxxyyxxyy923.3)1/()1/(187.14)1/()1/(118.5)1/()1/(最终确定:精馏段平均相对挥发度653.921DF提馏段平均相对挥发度521.422WF全塔`580.63WDF3.1.3确定平衡线方程及回流比由xxy)1(1得平衡线方程为：xxy58.5158.6由于泡点进料，q=1：863.049.058.5149.058.6)1(1,49.0eeeFexxyxx，而986.0Dx。故有：33.0490.0863.0863.0986.0mineeeDxyyxR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：495.033.05.15.1minRR3.1.4确定操作线方程由495.0R确定精馏段操作线方程为：660.0331.0111nDnnxRxxRRy提馏段操作线方程为：00196.0681.1)1()1(1nFDFDnnxDRFxDxDRqFRDVFxDxxVLy3.1.5逐板计算确定理论塔板数TN泡点进料q=1，49.0Fqxx986.01Dxy从第一块板下降的液体组成由平衡线方程求取：915.058.558.6111yyx第二块板上升的气相组成由精馏段方程求取：963.066.0915.0331.066.0331.012xy第二块板下降的液体组成798.058.558.6222yyx……………如此反复计算得427.0,831.0515.0,875.0650.0,924.0554433xyxyxy380.0,801.066xy＜qx=0.46x＜qx，第7块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算637.000196.0380.0681.100196.0681.167xy第七块板下降液体组成211.0637.058.558.6637.058.558.6777yyx……..反复计算得：00537.0,0343.00216.0,127.00765.0,353.010109988xyxyxy00108.0,00706.01111xy＜wx=0.00288经计算：所需总理论塔板数11块，第6块加料，精馏段需5块板，提馏段需5块板.即1055,5,521TTTNNN块3.2实际塔板数pN374.0)313.0653.9(49.0)(49.0245.0245.0111TE1438.13374.0511TTPENN块448.0)320.0521.4(49.0)(49.0245.0245.0222TE1217.11448.0522TTPENN块所以全塔所需实际塔板数261214PN块，加料板在第15块板上。全塔效率为5.381002610100PTNNE3.3比热容及气化潜热的计算(1)塔顶温度47.80Dt℃下的比热容)(/66.9510353.62298.344-1062.353872.471899.-336-2-32KkmolkJcTbTaCP•=××××+=++=苯4.塔的工艺条件及相关物性数据的计算4.1平均压强mp取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：kPa3.10543.101Dp加料板：kPa1.115147.03.105Fp塔底：kPa5.123267.03.105wp精馏段平均压力：kPa2.1102/1.1153.105mp提馏段平均压力：kPa3.1192/1.1155.123mp4.2平均温度t35.892DFttt℃,00.1062DFttt℃4.3平均相对分子量mM塔顶：986.01Dxy，915.01xkg/kmol59.785.112986.0111.78986.0,mVDMkg/kmol03.815.112915.0111.78915.0,mLDM进料板：802.0Fy，38.0Fxkg/kmol92.845.112802.0111.78802.0,mVFMkg/kmol43.995.11238.0111.7838.0,mLFM塔底：00288.0,0112.0WWxykg/kmol11.1125.1120112.0111.780112.0,mVWMkg/kmol40.1125.11200288.0111.7800288.0,mLWM精馏段：kg/kmol76.812/92.8459.78,mVMkg/kmol23.902/43.9903.81,mLM提馏段：kg/kmol52.982/92.8411.112'1,mVMkg/kmol92.1052/40.11243.991,mLM4.4平均密度m4.4.1液相平均密度mL,组分的液相密度ρ（kg/m3）表2.温度—密度关系图温度，（℃）8090100110120130131.53ρ苯（A组分）817805793782770757755氯苯（B组分）1039102810181008997985983.液相平均密度)/(1iiLma（a为质量分数）⑴BLFALFBLDALD,,,,,,,（插值法）以塔顶组分B密度的计算为例：BLDDt,1028901039102880903,/48.1038mkgBLD同理可得3,/44.816mkgALD3,3,/77.1019/66.778mkgmkgBLFALF⑵的计算,,,,FBFADBDAaaaa00.98)1(BDADADDAMxMxMxa％00.21DADBaa％85.29)1(111BFAFAFFAMxMxMxa％15.701FAFBaa％075.0)1(111BWAWAWWAMxMxMxa％925.991WAWBaa％(3)mLD,,mLF,3,,,,kg/m95.81948.103802.044.81698.01mLDBLDDBALDDAmLDaa3,,,,kg/m49.93377.10197015.066.7782985.01mLFBLFFBALFFAmLFaa3,,,,kg/m78.98298399925.075500075.01mLWBLWWBALWWAmLWaa精馏段：31,kg/m72.8762/)49.93395.819