【年產5000噸氯化苯的工藝設計11000字（論文）】

年產5000噸氯化苯的工藝設計目錄第1章引言 11.1產品簡介 11.1.1產品名稱 11.1.2化學式、分子式、結構式 11.1.3物化性質 11.2國內外生產現(xiàn)狀 11.2.1國內氯化苯生產現(xiàn)狀 11.2.2國外氯化苯生產現(xiàn)狀 21.2.3發(fā)展趨勢 21.3選題背景和研究趨勢 2第2章工藝流程的選擇 32.1生產方法的選擇 32.1.1苯氣相氯化法 32.1.2苯液相氯化法（間歇法） 32.1.3苯液相氯化法（連續(xù)法） 32.2氯苯生產工藝流程 4第3章物料衡算 43.1計算依據(jù) 43.1.1反應方程式： 43.1.2反應條件 43.2氯化部分的物料衡算 43.2.1小時生產能力 43.2.2氯化槽部分計算 53.3蒸餾部分物料衡算 63.3.1粗餾 63.3.2精餾 73.4苯脫水過程堿的用量 8第4章熱量衡算 84.1氯化過程熱量計算 84.2粗餾塔的熱量衡算 94.3塔頂?shù)谝环帜鳠崃亢馑?104.4塔頂?shù)诙A熱器熱量衡算 104.5塔頂?shù)诙帜鳠崃亢馑?104.6塔頂全凝器熱量衡算 114.7塔頂?shù)谝活A熱器熱量衡算 114.8塔釜再沸器熱量衡算 12第5章主要設備的計算與選型 125.1粗餾塔的選型 125.1.1粗餾塔塔板數(shù)的計算 125.1.2粗餾塔塔徑的計算 165.1.3粗餾塔提餾段塔徑計算 185.1.4粗餾塔溢流裝置設計 205.2精餾塔的選型 215.2.1精餾塔泡點溫度計算 225.2.2精餾塔露點溫度計算 235.2.3精餾塔回流比 235.2.4理論塔板數(shù)計算 245.2.5實際塔板數(shù)的計算 24第6章結論 25參考文獻 25附錄 27第1章引言1.1產品簡介氯化苯為無色液體，有苦杏仁味。分子量為112.56，沸點132.2℃，是一種最基本的化工原料，也是有機氯中間體中規(guī)模最大、應用領域最廣泛的產品之一[1]。氯化苯對皮膚和上呼吸道有刺激作用，抑制中樞神經系統(tǒng)，具有麻醉作用。在第一次世界大戰(zhàn)期間在軍用炸彈的生產中具有突出作用。在之后的20年間，廣泛應用于生產殺蟲劑。90年代中后期，DDT被高效低毒的農藥替代，氯化苯的需求量逐漸減少。現(xiàn)在主要作為有機溶劑，生產多種苯系中間體，如硝基氯苯等[2]。1.1.1產品名稱中文名稱：氯化苯英文名稱:Chlorobenzene別稱：氯苯、一氯代苯1.1.2化學式、分子式、結構式化學式:C6H5Cl分子式：C6H5Cl結構式：1.1.3物化性質氯化苯，沸點132.2℃、熔點-45℃、冰點-55℃、閃點29℃、密度1.11g/cm3,分子量112.561.2國內外生產現(xiàn)狀1.2.1國內氯化苯生產現(xiàn)狀隨著國家的發(fā)展，氯化苯作為合成高分子材料添加劑的重要原料，在工業(yè)生產中發(fā)揮的作用越來越大，需求越來越多[2]。從1950年，我國開始生產氯苯，一直供不應求，因此需從國外進口相當多的氯化苯以滿足需要。在這種趨勢下，國內的企業(yè)開始探索新工藝，提高氯化苯產率。國內大約20家公司生產氯化苯以適應市場需求以及社會發(fā)展。我國氯化苯的快速發(fā)展得益于其下游產品硝基氯苯的不斷擴建與新建。直到2011年，我國成為全球最大的氯化苯產品生產國，國內氯化苯的年生產能力超過80萬噸[3]。表1.1我國氯化苯主要生產企業(yè)及能力企業(yè)揚農化工股份有限公司中石化南京化工廠蚌埠八一化工集團公司武漢祥龍電業(yè)股份有限公司生產能力（kt/a）1209060501.2.2國外氯化苯生產現(xiàn)狀當今社會，國外的大型氯化苯生產企業(yè)所在國家有美國、西歐、日本等[2]。氯化苯首次合成于十九世紀，1909年由英國威德奈斯堿業(yè)聯(lián)合公司實現(xiàn)。1915年美國虎克與道公司亦相繼投產[4]。在第一次世界大戰(zhàn)期間，氯化苯廣泛應用于軍用爆炸的苦味酸。隨著科技生活的發(fā)展，氯化苯在農業(yè)化學品中的運用進入成熟期。但由于其他高效低殘留農藥中間體的出現(xiàn)，氯化苯在美國、西歐、日本等國家的需求量顯著下降[5]。表1.2國外主要國家的年生產能力國家美國西歐日本生產能力（kt/a）201581.2.3發(fā)展趨勢近年來，我國通過對下游產品硝基氯苯的新建與擴建提高氯化苯的產量，造成供過于求，生產廠家競爭異常激烈，由以揚農化工有限公司、中石化南京化工廠、安徽八一化工有限公司發(fā)展最快，造成三強鼎立的局面，許多小公司無法與其競爭，將面臨被淘汰的命運[6]。因此，國內中小型企業(yè)可對氯化苯裝置進行設備改造和生產條件的改善。通過改變催化劑種類，生產條件，原料配比和生產方法實現(xiàn)資源利用徹底，環(huán)境友好的生產模式。近些年以來，人們的環(huán)保意識和責任意識加強，能夠使用高效綠色的催化劑及優(yōu)良的生產工藝是順應時代發(fā)展的必然趨勢[4]。1.3選題背景和研究趨勢氯化苯是一種重要的有機合成中間體，因此氯化苯的生產工藝成為了生產企業(yè)和學術界關注的熱點，眾多生產者和科研人員都在不斷加以研究[1]。近年來，氯化苯主要用于合成硝基氯苯，硝基氯苯生產能力增加，伴隨著氯化苯的生產能力也有所增加，所以探究操作條件、催化劑及氯與苯的進料比例成為企業(yè)發(fā)展的核心，對國內市場持續(xù)發(fā)展有著重要意義[7]。第2章工藝流程的選擇氯化苯的工業(yè)生產方法主要有3種，分別為氯苯氣相氯化法、氯苯液相氯化法（連續(xù)法）、氯苯液相氯化法（間歇法）。2.1生產方法的選擇2.1.1苯氣相氯化法該方法由德國拉西公司于1932年成功研發(fā)，反應方程式為：C6H6＋HCl+?O2→C6H5Cl+H2O工藝過程為：將苯蒸氣、空氣及氯化氫氣體的混合物加熱至210℃在迪肯型催化劑存在下通入氯化反應器進行反應。反應溫度控制在300℃，苯單程轉化率為10%-15%，氯化氫的轉化率為98%。在此方法中，為了抑制二氯苯的生成，需加入過量的原料苯。此過程是拉西法苯酚生產的一部分，成本高于液相法，因此，該法主要用于生產苯酚。由于拉西法苯酚被淘汰，此法已不再發(fā)展[8]。2.1.2苯液相氯化法（間歇法）苯液相氯化法采用脫水后的干苯和氯為原料，在路易斯型催化劑存在下催化，其反應的化學方程式是把干燥的苯和作為催化劑的鐵屑一起裝入氯化反應器中。緩慢的加入氯氣將反應溫度在40-60℃，溫度過高有利于副產物的生成[9]。待氯氣鼓泡時將其通入苯中。反應放出的氯化氫用苯或氯苯洗除，并經中和、干燥、蒸餾，得到下列餾分：苯和水僅占百分之三，苯和氯苯含量較高，上述餾分返回系統(tǒng)；大量的氯苯作為產品；氯苯和二氯苯及高沸物因沸點不同進而分離鄰、對二氯苯[9]。氯化產品的組成決定于氯化溫度[10]、氯化速率、氯化深度和采用的催化劑[11]。2.1.3苯液相氯化法（連續(xù)法）該反應[12]在苯的沸騰溫度下進行，反應熱由苯和少量氯苯氣化帶出。干燥的苯經轉子流量計后進入氯化器底部后與干燥氯氣一起順流進氯化反應器進行反應。反應副產物及部分苯和氯苯蒸汽經冷凝器冷凝，再經吸收塔噴淋吸收。當吸收液中苯含量到一定值時，進行中和。氯化器流出的酸性氯化液采用樹脂吸附脫去酸及三氯化鐵，經干燥預熱加入粗餾塔,塔頂為純苯，將塔釜的粗氯苯加入精餾塔，精餾塔塔頂?shù)玫铰缺?，從塔釜殘液中回收二氯苯[13]。因為連續(xù)法生產能力大且成本較低，積存的可燃物較小，生成的副產物較少，所以本設計選用液相連續(xù)法作為生產方法。2.2氯苯生產工藝流程我們選用氯苯液相連續(xù)法作為生產方法。該法的生產過程包括三個部分：氯化反應、產品精制、氯苯和副產物回收。圖2.1工藝流程圖：尾氣吸收噴淋吸收冷凝堿性下水回收NaOHH2O二氯苯殘液成品多氯化物精餾粗餾水洗中和氯氣氯化苯干燥苯尾氣吸收噴淋吸收冷凝堿性下水回收NaOHH2O二氯苯殘液成品多氯化物精餾粗餾水洗中和氯氣氯化苯干燥苯副產鹽酸副產鹽酸第3章物料衡算3.1計算依據(jù)3.1.1反應方程式：主反應：副反應：C6H5Cl?+Cl2→?C6H4Cl2+?HCl3.1.2反應條件年生產能力：5000t年生產時間：8000h原料苯組成：苯98%氯化苯成品指標：一氯苯：99.5%苯和二氯苯氯化液中一氯苯與二氯苯的生成比例30:1（質量比）粗鎦塔和精餾塔總的回收率97%3.2氯化部分的物料衡算3.2.1小時生產能力要求設計年產氯化苯5000噸，按年工作8000小時計算，氯化苯的生產能力為：(3.2.2氯化槽部分計算成品中含純氯化苯的量：625×99.5%=621.875氯化苯與二氯苯的生成比例為30∶1，即生成621.875kg/?的氯化苯，生成二氯苯的量為：20.73kg/?。由主副反應化學方程式知:副反應消耗氯化苯：(副反應消耗氯氣：(副反應生成HCl：(主反應生成氯化苯：621.875＋20.73=642.605主反應消耗苯：(主反應消耗氯氣：(主反應生成HCl：(總反應完成后，生成HCl：6.1697+208.1501=214.3198kg/h生成氯化苯：621.875kg/h精氯化液的重量：621.875/97%/30.13%=2127.8070kg/h氯化液中苯含量：2127.8070×69%=1468.1868總反應消耗氯氣：11.9975+404.7681=416.7656反應用98%的工業(yè)苯用量：(1468.1868+445.9300)/(苯定額：445/98%=455.0306kg/h表3.1氯化槽出口物料組成組分含量C6H669%C6H5Cl0.87%C6H4Cl230.13%∑2127.8070kg/h中和時，氯化液：水=10:1因此，用水量為2127.8070堿洗時，氯化液：堿=50:1故堿用量為：2127.8070堿=42.5561kg/h；NaOH≤98%即41.7050kg/hNaCO3≤0.2%即0.0851kg/h3.3蒸餾部分物料衡算3.3.1粗餾3.3.1.1粗餾計算依據(jù)粗鎦塔進口處氯化液的流量：2127.8070kg/h粗鎦塔進口處氯化液的質量組成：C6H5Cl：30.13%C6H6：69%C6H4Cl2：0.87%分離要求：餾出液：C6H6≥99%（質量）釜液：C6H5Cl≥97%（質量）表4.2初餾塔物料關系表組成進料F1（kg/h）餾出液D1（kg/h）釜液W1（kg/h）C6H669%F199%aW1C6H5Cl30.13%F11%97%W1C6H4Cl20.87%F10bW1∑2127.807011物料衡算式為：F1=D1+W1[14]①式（3-1）以苯為基準：0.69F1=0.99D1+aW1②以氯化苯為基準：0.3013F1=0.01D1+0.97W1③以C6H4Cl2為基準：0.0087F1=bW1④聯(lián)合①、③可得D1=1482.1506kg/h,因此W1=645.6564kg/h將上述結果帶入方程式得a=0.001328，b=0.002867塔頂餾出液中C6H6：即99%D1=1467.3291kg/hC6H5Cl：1%D1=14.8215kg/h表4.3粗餾塔塔頂各成分組成組成質量質量分率摩爾質量C6H61467.32910.9918.7854C6H5Cl14.82150.010.1317塔底釜液：C6H6：aW1=0.001328×645.6564=0.8574kg/hC6H5Cl：97%W1=0.97×645.6564=626.2867kg/hC6H5Cl2：bW1=0.002867×645.6564=18.5303kg/h3.3.2精餾3.3.2.1精餾計算數(shù)據(jù)精餾塔進口處粗氯化苯的流量為F2=W1=645.6564kg/h精餾塔進口處物料組成：C6H6：0.001328（質量）C6H5Cl：0.9700（質量）C6H4Cl2:0.02867（質量）精餾塔塔頂氯苯純度為99.5%，餾出液量為625kg/h。表3.4精餾塔的物料關系表組成進料F2（kg/h）餾出液D2（kg/h）釜液W2（kg/h）C6H60.001328F2a’D20C6H5Cl0.9700F299.5%D2c’W2C6H5Cl20.02867F2b’D2（1﹣c’）W2∑645.6564625W2物料衡算方程：F2=D2+W2[14]①式（3-2）以苯為基準：0.001328F1=a’D2②以氯化苯為基準：0.9700F2=99.5%D1+c’W2③以C6H4Cl2為基準：0.02867F1=b’W2+（1﹣c’）W2④由②式可知：a’=0.001372由①式可知：W2=F2﹣D2=645.6564﹣625=20.6564kg/h將W2代入③得c’=0.2136將上式得數(shù)代入④得b’=0.003629因為1﹣c’=0.7864≥0.55符合分離要求塔頂餾出液中：C6H6：a’D2=0.001372×625=0.8575kg/hC6H5Cl：99.5%D2=0.995×625=621.875kg/hC6H4Cl2：b’D2=0.003629×625=2.2681kg/h塔底釜液：C6H5Cl：c’W2=0.2136×20.6564=4.4122kg/hC6H4Cl2：（1﹣c’）W2=（1﹣0.2136）×20.6564=16.2442kg/h第4章熱量衡算4.1氯化過程熱量計算C6H6?+Cl2→?C6H5Cl+?HCl上式從左到右各物質的相對分子質量：78.11、70.90、112.56、36.46氯化反應消耗和生成的量分別為：445.9300、404.7681、642.606、214.3198氯化反應時：苯：30～78℃所以查閱手冊知[15]：苯：50℃時，Cp=33.485卡/（克·分子·℃）60℃時，Cp=34.008卡/（克·分子·℃）由公式[14]得等壓熱容：T?即54?5060?54=Cp1?33.48534.008?Cp1，解得Cp氯氣：30～78℃,所以T=(Cpm=a+bT+cT2[16]式（4-2）查化工原理書知：a=31.696J/mol·K，103b=10.144J/mol·K，106c=﹣4.038J/mol·K所以，Cpm=31.696+=34.5824J/mol/K所以熱量Q2=Q氯=nCpm?T[16]式（4-3）=404.7681氯化液中含苯：1468.1868kg/h，由30℃～80℃，T=54℃時Cp=141.0709J/mol/℃Q3=nCp?T=1468.1868由以上可得主反應放熱量：Q主=445.9300設加入過量苯為n過量苯kmol/h，熱量為Q4，則Q1+Q2+Q3+Q4=Q主則Q4=Q主-Q1-Q2-Q3[16]式（4-4）=568787.6828-15657.9417-9476.6842-127278.0028=416375.0541kJ/h加入過量苯：30℃～80.1℃，T=(T1+T2)/2=(30+80.1)/2=55.05℃查閱手冊知[14]：苯：50℃時，Cp=33.485卡/（克·分子·℃）60℃時，Cp=34.008卡/（克·分子·℃）由公式（4-1）得55.05?5060?55.05=Cp1?33.48534.008?Cp1即Cp在80.1℃下，汽化熱為7353卡/（克·分子·℃）所以，Q4=n過量苯Cp1?T+n過量苯×30785.5404[16]即416375.0541=所以n過量苯=10.9964kmol/h已知苯密度=0.847g/cm3，V過量苯=m由上面計算知氯化液中含水量為：1468.1868kg/h，所以v=m反應掉的苯量為：v=4.2粗餾塔的熱量衡算粗餾塔進口采用泡點進料，T1=86.82℃；出口，T2=90℃T=T進料量：苯：18.7964kmol/h，氯化苯：5.6957kmol/h，二氯苯：0.1259kmol/h查文獻知：苯：350K時熱容46.60卡/（克·分子·℃）；400K時熱容47.92卡/（克·分子·℃）由公式[14]（4-1）得361.56?350400?361.56=Cp1?46.6047.92?Cp1即Cp1氯苯：80℃時熱容38.31卡/（克·分子·℃），90℃時熱容38.99卡/（克·分子·℃）由公式[14]（4-1）得88.41?8090?88.41=Cp2?38.3138.99?Cp2即Cp2二氯苯：80℃時熱容為44.29卡/（克·分子·℃），90℃時熱容為44.85卡/（克·分子·℃）由公式[14]（4-1）得88.41?8090?88.41=Cp3?44.2944.85?Cp2即Cp2 Q=4.3塔頂?shù)谝环帜鳠崃亢馑愦致然海哼M口T1=35℃，出口T2=80℃T=T苯：50℃時，Cp=33.485；60℃時，Cp=34.008由公式[14]（4-1）得57.5?5060?57.5=Cp1?33.48534.008?Cp1即Cp2氯苯：50℃時，Cp=36.68；60℃時，Cp=36.97由公式[14]（4-1）得57.5?5060?57.5=Cp2?36.6836.97?Cp2即Cp2二氯苯：50℃時，Cp=42.51；60℃時，Cp=43.12由公式[14]（4-1）得57.5?5060?57.5=Cp3?42.5143.12?Cp3即Cp3精氯化液中各物質含量：苯：18.7964，氯化苯：5.6957；二氯苯：0.1259Q2=4.4塔頂?shù)诙A熱器熱量衡算90℃時苯的汽化熱是7218卡/（克·分子·℃）=30220.3244J/mol·℃在第二預熱器中，苯由90℃氣體變成90℃液體，消耗的苯的物質的量為n氣液=Q2所以，第一分凝器中苯的回流量為L1=n(氣液)=5.3138kmol/h已知粗餾塔的回流比為R=0.07806497粗餾塔第二分凝器回流量為L2，餾出液D=20.6730kmol/h回流比：R=L2D即L2=RD=0.07806497×20.6730=1.6138kmol/hV=L1+L2+D=5.3138+1.6138+20.6730=27.6006kmol/h4.5塔頂?shù)诙帜鳠崃亢馑氵M口：T1=90℃；出口：T2=66℃T=T進口物料為V-L1=27.6006-5.3138=22.2868kmol/h其中氯苯：V?苯含量：D×0.993039+L2=20.6730×0.993039+1.6138=22.1429kmol/h由參考書籍知苯：70℃時，Cp=34.530；80℃時，Cp=35.098由公式[14]（4-1）得78?7080?78=Cp1?34.53035.098?Cp1即Cp1氯苯：70℃時，Cp=37.63；60℃時，Cp=38.31由公式[14]（4-1）得78?7080?78=Cp2?37.6338.31?Cp2即Cp2Q水在20℃下，Cp=4.138；在30℃℃下，Cp=4.174所以水的質量：m水4.6塔頂全凝器熱量衡算進口：T1=66℃,出口：T2=30℃T=T進口物料為D=18.9171kmol/h；苯：18.7854kmol/h；氯化苯：0.1317kmol/h由參考書籍知[14]苯：40℃時，Cp=32.963；50℃時，Cp=33.485由公式（4-1）得48?4050?48=Cp1?32.96333.485?Cp1即Cp1氯苯：40℃時，Cp=36.39；50℃時，Cp=36.68由公式（4-1）得48?4050?48=Cp2?36.3936.68?Cp2即Cp2Q循環(huán)水由20℃到36℃時，T=T在28℃時，水的Cp值為4.1758kJ/kg·℃所以消耗水的質量為m4.7塔頂?shù)谝活A熱器熱量衡算進口T1=80℃，出口T2=86.82℃T=T進料量：苯：18.7964kmol/h；氯化苯：5.6957kmol/h；二氯苯：0.1259kmol/h由參考書籍知[14]苯：350K時，Cp=23.46；400K時，Cp=26.78由公式（4-1）得356.56?350400?356.56=Cp1?23.5626.78?Cp1即Cp1查資料[16]得在80.1℃下，苯的汽化熱為7353卡/（克·分子·℃）=30785.5404J/mol氯苯：80℃時，Cp=38.31；90℃時，Cp=38.99由公式（4-1）得83.41?8090?83.41=Cp2?38.3138.99?Cp2即Cp二氯苯：80℃時，Cp=44.29；60℃時，Cp=44.85由公式（4-1）得83.41?8090?83.41=Cp3?44.2944.85?Cp3即Cp3Q蒸氣的溫度：240℃～100℃，T=T在170℃時，蒸氣的熱容為：4.379kJ/kg·℃所以m=4.8塔釜再沸器熱量衡算Q6=Q1=15657.9417kJ/h蒸氣由240℃～100℃時，T=T在170℃時，水蒸氣的熱容為：4.379kJ/kg·℃所以m=第5章主要設備的計算與選型5.1粗餾塔的選型5.1.1粗餾塔塔板數(shù)的計算表5.1粗餾塔的物料關系表組分苯氯化苯二氯苯∑進料F1（kg/h）0.690000F10.301300F10.008700F12127.8070F1餾出液D1（kg/h）0.990000D10.010000D101482.1506釜液W1（kg/h）0.001329W10.970000W10.028671W1645.6564W1表5.2初餾塔的物料關系表組分苯氯化苯二氯苯進料F1（kg/h）1468.1868641.108218.5119餾出液D1（kg/h）1467.329114.82150釜液W1（kg/h）0.8581626.286718.5116由物料衡算得出初餾塔的詳細數(shù)據(jù)如下表：表5.3初餾塔的詳細數(shù)據(jù)組分苯氯化苯二氯苯∑進料流量（kmol/h）18.79645.69570.125924.618組成（xi）0.76350.23140.0051141.00塔頂流量（kmol/h）18.78540.1317018.9171組成（yi）0.99300.00696201.00塔底流量（kmol/h）0.010995.56400.12595.7009組成0.0019280.97600.022081.005.1.1.1粗餾塔泡點溫度計算設泡點溫度為86.82℃，查文獻[15]得飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)為80℃時，苯：757.62mmHg；氯化苯：147.44mmHg；二氯苯：27.948mmHg90℃時，苯：1020.9mmHg；氯化苯：211.35mmHg；二氯苯：42.833mmHg泡點方程[14]：T?T1對苯進行計算：86.82?8090?86.82=x?757.62k對氯苯進行計算：86.82?8090?86.82=x?147.44k對二氯苯進行計算：86.82?8090?86.82=x?27.948ky=∑而0.999912與1相差＜110000，因此泡點溫度為5.1.1.2粗餾塔露點溫度計算設露點溫度為80.91℃，查文獻[15]得飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)為80℃時，苯：757.62mmHg；氯化苯：147.44mmHg；90℃苯：1020.9mmHg；氯化苯：211.35mmHg；利用式（5-1），對苯進行計算：80.91?8090?80.91=x?757.62k對氯化苯進行計算：80.91?8090?80.91=x?147.44k∑所得結果與1相比，相差＜110000，因此露點溫度為5.1.1.3粗餾塔回流比86.82℃時[15]，苯的飽和蒸氣壓：937.17696mmHg，相對揮發(fā)度：4.906001895氯化苯的飽和蒸氣壓：191.02662mmHg，相對揮發(fā)度：1二氯苯的飽和蒸氣壓：38.09957mmHg，相對揮發(fā)度：0.199446391由恩德伍德[17]公式，得泡點進料q=1式（5-2）i=1解得θ=0.200376最小回流比為：Rmin=i=1=即回流比為：R=2R5.1.1.4理論塔板數(shù)計算X=Y=0.545827?0.591422×0.040432+查文獻[17]，由芬斯克方程知Nmin又因為Y=N?圓整后，理論塔板數(shù)為17，其中不包括再沸器和分凝器。泡點進料：㏒n=0.206㏒解得nm=0.35987，又由上面的結果知所以n=5，加料版為塔頂向下的第六塊理論塔板。5.1.1.5實際塔板數(shù)的計算用奧康奈爾法[17]估算全塔效率ET，在泡點溫度86.82℃下，計算各組分的粘度苯：86.82?8090?86.82氯化苯：86.82?8090?86.82二氯苯：86.82?8090?86.82所以μL=0.7635×0.288222+0.2314×0.417188+0.005114×0.673816=0.320041全塔效率ET=0.49（α=0.49（所以實際塔板數(shù)Np=NT圓整得Np=40（不包括再沸器和分凝器）精餾段Np=N5.1.2粗餾塔塔徑的計算t=90℃[15]，苯的飽和蒸氣壓：1020.9，相對揮發(fā)度：4.830376氯化苯的飽和蒸氣壓：211.35，相對揮發(fā)度：1二氯苯的飽和蒸氣壓：42.833，相對揮發(fā)度：0.2026645.1.2.1平均摩爾質量計算a、塔頂平均摩爾質量[17]苯：xD苯=0.9930，而y苯=xD苯=αx苯1+（α﹣1）x苯氯化苯：xD氯苯=0.006962，由上邊的公式解得x氯苯=0.001427所以MvDm=xD苯M苯+xD氯苯M氯苯=0.9930×78.11+0.006962×112.56=78.3469g/molMLDm=x苯M苯+x氯苯M氯苯=0.96657×78.11+0.001427×112.56=75.6594g/molb、進料板平均摩爾質量苯：xF苯=0.7635，而y苯=αx苯1+（α﹣1）x苯二氯苯：xF二氯苯=0.005114，由上面的公式得y二氯苯=0.0024598氯苯：xF氯化苯=0.2314，所以y氯化苯=1-0.94061-0.0024598=0.056930MvFm=y苯M苯+y氯苯M氯苯+y二氯苯M二氯苯=0.94061×78.11+0.0056930×112.56+0.0024598×147.00=80.1846g/molMLFm=xF苯M苯+xF氯化苯M氯化苯+xF二氯苯M二氯苯=0.7635×78.11+0.2314×112.56+0.005114×147.00=86.4351g/molc、精餾段平均摩爾質量Mvm=MMLm=M5.1.2.2操作壓力計算表壓：（60～80）kpa，取70kpa塔頂操作壓力：PD=101.325+70=171.325kpa每層塔板的壓降：?p=0.7kpa進料板壓力：PF=171.325+（11×0.7）=179.025kpa精餾段平均壓力：Pm=(171.325+179.025)/2=175.1750kpa5.1.2.3操作溫度的計算tD=90℃，tF=86.82℃所以tm=88.41℃5.1.2.4平均密度計算a、氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程[16]知ρvm=Pb、液體平均密度計算計算公式[18]：1ρ塔頂：t=90℃時，密度：苯：803.9，氯化苯：1031，二氯苯：1230塔頂質量組成：苯：0.9900，氯化苯：0.0100所以ρ進料板：80℃時，密度：苯：815，氯化苯：1042，二氯苯：124190℃時，同上。在泡點溫度下，苯：86.82?8090?86.82=ρ苯氯化苯：86.82?8090?86.82=ρ苯氯二氯苯：86.82?8090?86.82=ρ二氯苯進料板質量組成：苯：0.6900，氯化苯：0.3013，二氯苯：0.008700ρLFm=平均密度：ρLm=ρLDm+5.1.2.5表面張力計算由文獻[14]知tD=90℃時，σ苯=19.6667mN/m,σ氯苯=24.3627mN/m塔頂：σLDm=x=0.9930×19.6667+0.006962×24.3627=19.6994mN/mtF=86.82℃時，σ苯=20.0439mN/m,σ氯苯=24.7008mN/m，σ二氯苯=28.9256mN/m進料板：σ=21.1690mN/m5.1.2.6塔徑的計算L=6.9276kmol/h，V=27.6006kmol/h精餾段體積流率[14]：Vs=VLs=L取板間距HT=0.35m，板上液層高度hl=0.08m所以，HT-hl=0.35-0.08=0.27mLSVS由以上數(shù)據(jù)，查史密斯關聯(lián)圖[18]得C20=0.055C=C又μmax取安全系數(shù)為0.6，則μ=0.6μmax粗餾段塔徑D=45.1.3粗餾塔提餾段塔徑計算tw=140℃，相對揮發(fā)度：苯：3.7568，氯化苯：1，二氯苯：0.26655.1.3.1平均摩爾質量計算a、塔頂平均摩爾質量計算苯：xW苯=0.001928，而y苯=αx苯1+（α﹣1）x苯二氯苯：xW二氯苯=0.02208，由上邊的公式解得y二氯苯=0.02244氯化苯：xW二氯苯=0.9760，y氯苯=1-y苯-y二氯苯=1-0.007205-0.02244=0.9704所以MvWm=yW苯M苯+yW氯苯M氯苯+yW二氯苯M二氯苯=0.007205×78.11+0.9704×112.56+0.02244×147.00=113.0897g/molMLDm=xW苯M苯+xW氯苯M氯苯+xW二氯苯M二氯苯=0.001928×78.11+0.9760×112.56+0.02208×147.00=113.2549g/molb、進料板平均摩爾質量計算由上面的計算結果知：MVFm=80.1864g/mol，MLFm=86.4351g/molc、提餾段平均摩爾質量計算MVm=(MLm=(5.1.3.2操作壓力計算進料板壓力：PF=179.025kpa，塔底操作壓力：PW=PF+0.7×（41-11）=200.025kpa提餾段平均壓力：PM=（5.1.3.3操作溫度計算由tF=86.82℃,tW=140℃，所以提餾段平均溫度tm=86.82+1405.1.3.4平均密度計算a、氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程知ρvm=Pb、液體平均密度計算計算公式：1塔頂：t=140℃時，密度：苯：744.1，氯化苯：972.9，二氯苯：1172塔頂質量組成：苯：0.001328，氯化苯：0.9700，二氯苯：1172所以ρ進料板：由上面的計算知ρLFm5.1.3.5液體表面張力的計算由文獻知tD=140℃時，σ苯=13.8922mN/m,σ氯苯=19.0392mN/m，σ二氯苯=23.5294mN/m塔頂：σ進料板：σ提餾段：σ5.1.3.6精餾段塔徑的計算L’=L+qF=L+F=6.9276+24.6180=31.5456kmol/h式（5-17）V’=V+（q-1）F=V=27.6006kmol/h式（5-18）取板間距HT=0.35m，板上液層高度hl=0.08m所以，HT-hl=0.35-0.08=0.27mL由以上數(shù)據(jù)，查史密斯關聯(lián)圖得C20=0.036C=C又μ取安全系數(shù)為0.6，則μ=0.6μmax精餾段塔徑D=45.1.3.7粗餾塔塔徑的計算a、因為精餾段塔徑比提餾段塔徑小，所以塔徑圓整為0.8m。塔的截面積為：AT=π實際空塔氣速為：μ=b、有效高度的計算精餾段有效高度：Z提餾段有效高度：Z查書知人孔高度為D=0.8mZ=Z精+Z提+0.8=3.5+12.95+0.8=17.25m5.1.4粗餾塔溢流裝置設計塔徑:D=800mm,可選用單溢流弓形降液管[19]，采用凹型受液盤5.1.4.1堰長取[14]Lw=0.7D=0.7×0.8=0.56m5.1.4.2溢流堰高度?w?ow查文獻近似取E=1，代入數(shù)據(jù)求得?ow=0.01228取板上液層高度?l取0.06m，?0.1-?ow5.1.4.3弓形降液管寬度和截面積Af計算得Af=0.92×0.5026=0.4624m2,液體在降液管停留時間θ=3600設計合理5.2精餾塔的選型表5.4精餾塔的物料關系表組分苯氯化苯二氯苯∑進料F2（kg/h）0.001328F20.9700F20.028672F2645.6564餾出液D2（kg/h）0.001372D20.9950D20.003629D2625釜液W2（kg/h）00.1976W20.8024W220.6564表5.5精餾塔的物料關系表組分苯氯化苯二氯苯進料F2（kg/h）0.8574626.286718.5123餾出液D2（kg/h）0.8575621.8752.2681釜液W2（kg/h）04.081716.5747由物料衡算得出初餾塔的詳細數(shù)據(jù)如下表：表5.6精餾塔的詳細數(shù)據(jù)組分苯氯化苯二氯苯∑進料續(xù)表5.6精餾塔的詳細數(shù)據(jù)流量（kmol/h）0.010985.56400.12595.7009組成（xi）0.0019260.976990.0220841.00塔頂流量（kmol/h）0.010985.52480.015435.55121組成（yi）0.00197790.995240.00277961.00塔底流量（kmol/h）00.0362600.11280.14906組成00.243260.756741.005.2.1精餾塔泡點溫度計算設泡點溫度為107.51℃，查文獻得飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)為100℃時，苯：1350.4mmHg；氯化苯：296.16mmHg；二氯苯：63.879mmHg110℃時，苯：1757.88mmHg；氯化苯：406.55mmHg；二氯苯：92.940mmHg利用泡點方程對苯進行計算：107.51?100110?107.51=x?1350.4k對氯苯進行計算：107.51?100110?107.51=x?296.16k對二氯苯進行計算：107.51?100110?107.51=x?663.879ky=∑而0.999986與1相差＜110000，因此泡點溫度為5.2.2精餾塔露點溫度計算設露點溫度為107.41℃，查文獻得飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)為利用泡點方程，對苯進行計算：107.41?100110?107.41=x?1350.4k對氯化苯進行計算：107.41?100110?107.41=x?296.16k對二氯苯進行計算：107.41?100110?107.41=x?63.879k∑所得結果與1相比，相差＜110000，因此露點溫度為5.2.3精餾塔回流比107.51℃時，苯的飽和蒸氣壓：1656.41748mmHg，相對揮發(fā)度：19.32723氯化苯的飽和蒸氣壓：379.06289mmHg，相對揮發(fā)度：4.42294二氯苯的飽和蒸氣壓：85.70381mmHg，相對揮發(fā)度：1由恩德伍德公式，得泡點進料q=1i=1解得θ=0.13462最小回流比為：R即回流比為：R=25.2.4理論塔板數(shù)計算X=Y=0.545827?0.591422×0.03281+查文獻，由芬斯克方程知N又因為Y=N?圓整后，理論塔板數(shù)為13，其中不包括再沸器和分凝器。泡點進料：㏒解得nm=1.37265，又由上面的結果知所以n=8，加料版為塔頂向下的第八塊理論塔