【正文】 ............................................................... 30 致謝 ................................................................................................................ 錯誤 !未定義書簽。 參考文獻 .................................................................................................................................... 31 I 年產(chǎn) 5 萬噸氯苯工藝設計 摘要 :本設計 提出節(jié)能型苯和氯苯的精餾裝置工藝 ,采用篩板式精餾塔。 塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。 其 優(yōu)點是操作穩(wěn)定 ,能保持塔內(nèi)部分溫度及組成均不變 ,自動化程度高 ,處理能力大 ,回流比較大。 關鍵詞： 篩板式精餾塔 連續(xù)精餾 全凝器 再沸器 飽和過熱水蒸汽 泡點 II Design of Process With An Annual Output of 50000 Tons of Chlorobenzene Abstract:The design proposes rectifying device technology of benzene and chlorobenzene of energy saving type , using the sieve plate distillation column. Used in the design of bubble point feeding, the distillation is the liquid mixture separation process of the use of repeated many of vaporization and condensation . In the industrial production , the demand of a large number of mixed liquid separation into more thoroughly, must use the continuous distillation . The raw material liquid raw material preheater heating to a specified temperature, enters the middle of the rectifying tower ,in the column for distillation . Steam with full condenser condensation, condensate in the bubbling under partial reflux to the tower, the remaining part of the product is sent to the condenser cooling tank. The tower kettle reboiler heating water to saturated water vapor state, which is sent to the tower, the product of tower reactor and tower bottom after cooling is sent to storage tanks. The utility model has the advantage of stable operation,the maintain of the temperature and position of the tower , a high degree of automation, large processing ability, the relatively large return. The design calculates the main design parameters of distillation colum . Key words: sieve plate distillation column。 full condenser。 saturated steam over water vapor 。它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的 [1]。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。據(jù)有關資料報道，塔設備的投資費用占整個工藝設 備投資費用的較大比例（見表 ）。因此，塔設備的設計和研究，受到化工、煉油等行業(yè)的極大重視。篩板塔出現(xiàn)于 1830年 【 3】 ，很長一段時間內(nèi)被認為難以操作而未得到重視。第二次世界大戰(zhàn)后，煉油和化學工業(yè)發(fā)展迅速，泡罩塔結構復雜、造價高的缺點日益突出，而結構簡單的篩板塔重新受到重視。因此，50年代起，篩板塔迅速發(fā)展成為工業(yè)上廣泛應用的塔型。而泡罩塔的應用則日益減少，除特殊場合外， 已不再新建。為滿足設備大型化及有關分離操作所提出的各種要求，新型塔板不斷出現(xiàn)，已有數(shù)十種。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過 3 板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的 料液。 4 第 1章 產(chǎn)品與設計方案簡介 產(chǎn)品簡介 產(chǎn)品性質(zhì) 產(chǎn)品性質(zhì) 【 4】 ： 有杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。沸點 ℃ 。折射率 (25℃ )。燃點 ℃ ，折射率 ，粘度(20℃ )0． 799mPa溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。溶于大多數(shù)有機溶劑，不溶于水。蒸氣經(jīng)過紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。對皮膚和粘膜有刺激性．對神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，LD502910mg／ kg，空氣中最高容許濃度 50mg／ m3。 質(zhì)量指標 氯 苯純度不低于 %，塔頂產(chǎn)品苯 純度不低于 98%，原料液中 苯 38%。精餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)精餾和間接精餾兩種流程。精餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多系部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷 凝器將余熱帶走。 塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器 —— 全凝器兩種不同的設置。塔頂分凝器對上升蒸汽有一定的增濃作用，若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用分凝器。 5 操作壓力的選擇 精餾過程按操作壓力不同，分為常壓精餾 、減壓精餾和加壓精餾。 進料熱狀 況的選擇 精餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負荷。若工藝要求減少釜塔的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或結焦，則應采用氣態(tài)進料。有時也可采用直接蒸汽加熱，例如精餾釜殘液中的主要組分是水，且在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時宜用直接整齊加熱，其優(yōu)點是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設備。 回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原因是使設備費和操作費用之和最低。必要時可選用若干個 R 值，利用吉利蘭圖（簡捷法）求出對應理論板數(shù) N，作出 N—— R 曲線，從中找出適宜操作回流比 R，也可作出 R 對精餾操作費用的關系線，從中確定適宜回流比 R。塔設備按其結構形式基本可分為兩類：板式塔和填料塔。浮閥塔保留了泡罩塔的操作彈性大的優(yōu)點并且浮閥塔板的生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。所以做分離苯－氯苯的課程選擇了篩板塔。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混首先，苯和氯苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入合物 ，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。最終，完成苯與氯苯的分離。T 法）求取 TN ，步驟如下： .根據(jù)苯 氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取 y~x 依據(jù)*B*A*B總pp ppx ???，總pxpy *A? ，將所得計算結果列表如下： 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 a1i ??? 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 兩相摩爾分率 x 1 0 y 1 0 本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù) 8 據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 y~x 平衡關系的影響完全可以忽略。在 y~x 圖上，因 1q? ，查得 ? ，而 Fq ?? ， ? 。V,nF,nL,n39。 W,n39。V,n39。 ???? 圖解法求理論板層數(shù) ?精餾段操作線過 ),0(b),(a)x,x(a DD 和即 ?q 線為 F ?? ?提餾段操作線過 即),( WW xxc c? ?, 和精餾段操作線與 q 線的交點 d 9 圖 苯 氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 圖解得 總理論板層數(shù) 19NT? （包括再沸器） 進料板位置 7NF? 實際塔板數(shù) pN 全塔效率 TE ?選用 mT lg6 1 ??? 公式計算式中的 L? 為塔頂與塔底平均溫度下液體的平均粘度 ?操作溫度計算 由 y~xt? 曲線可讀出 塔頂溫度 ?Dt ℃ 進料溫度 ? ℃ 塔底溫度 ?Wt ℃ 塔頂塔底平均溫度 ?t ℃ 查得此溫度下苯氯苯的飽和蒸氣壓求得此溫度下 6 1 sm P a2 6 4 9 3 0 sm P a0 . 3 4 0,sm P a2 3 TiiLBA??????????????????? 實際塔板數(shù) pN （近似取兩段效率相同） 精餾段 ??塊，取 6 塊 提餾段 ?? 塊，取 12 塊 10 總塔板數(shù) 2p1pp NNN ?? +再沸器 =6+12+1=19 塊 塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算 平均壓強 mp 取每層塔板壓降為 塔頂操作壓力 k P 0 0 1p D ??? 加料板 k P 1 0 5p F ???? 平均壓強 ? ? k P 0 72/ 1 0 5p m ??? 平均溫度 mt 塔頂為 ℃ ，加料板為 ℃ 精餾段平均溫度 mt =℃ 平均分子量 mM 塔頂 D1 ?? ， ? （查平衡曲線） ? ? k g / k m o m,VD ?????? ? ? k g / k m o 1 29 2 2 m,LD ?????? 加料板 ,8 9 39。F ?? （查平衡曲線） ? ? k g / k m o 1 28 9 9 m,VF ?????? ? ? k g / k m o m,LF ?????? 精餾段平均摩爾質(zhì)量 ? ? k g / k m o ,V ??? k g / k m o )(M m,L ??? 平均密度 m? 汽相平均密度 m,V? ? ? 3mm,Vmm,V k g / ??? ???? 11 液相平均密度 m,L? 塔頂 由 ? ℃ 時，純苯氯苯在任何溫度下的計算 【 8】 ??? ??? 得 3A kg/?? 3B k g / ?? 3m,DB,DBA,DAm,D k g / 0 3 7 ?????????? 進料板 由 ? ℃ 得 3A,F k g / 0 3?? 3B,F k g / 0 2 5?? 進料板液相的質(zhì)量分率 1 A ???? ?? 3m,LFB,LFBA,LFAm,LF kg / 25 ??????????? 精餾段 ? ? 3m,L k g / ???? 液體的平均表面張力 m? 塔頂：由 ? ℃ 查手冊得 m N /,LD ?? m N /,LD ?? m N / ,LD ?????? 進料板：由 ? ℃ 查手冊得 m N /, ?ALF? m N /, ?BLF? m N / , ?????mLF? 精餾段液相平均表面張力 ? ? m N / ???Lm? 液體的平液均粘度 mLμ, 液相平均粘度依公式 iiLm lgxlg ??? ? 計算 塔頂 由 ?Dt ℃ 查手冊得 12