(一）产品与设计方案简介1.产品性质、质量指标和用途产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。

密度1．105g/cm3。

沸点131．6℃。

凝固点-45℃。

折射率1．5216(25℃)。

闪点29．4℃。

燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。

溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。

易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1. 3％-7．1％(vol)。

溶于大多数有机溶剂，不溶于水。

常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。

蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。

有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、2910mg／kg，肾和其他器官。

对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD50空气中最高容许浓度50mg／m3。

遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。

与氯酸银反应剧烈质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。

（以上均为质量分数）产品用途：作为有机合成的重要原料2.设计方案简介（1）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。

由于所涉浓度范围内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：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。

（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内。

（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

3工艺流程草图及说明首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。

因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。

气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。

塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。

最终，完成苯与氯苯的分离。

(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M A = 78.11 kmol kg / 氯苯的摩尔质量M B =112.56 kmol kg /6378.011.78/55.056.112/45.011.78/55.0=+=F x9860.011.78/98.056.112/02.011.78/98.0=+=D x0029.011.78/002.056.112/998.011.78/002.0=+=w x2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kmol kg M F /59.9056.112*)6378.01(11.78*6378.0=-+= kmol kg M D /59.7856.112*)9860.01(11.78*9860.0=-+= kmol kg M W /46.11256.112*)0029.01(11.78*0029.0=-+=3.物料衡算氯苯产量 h kmol W /85.3046.112*24*3001000*25000==总物料衡算 85.30+=D F苯物料衡算 0029.0*85.309860.0*6378.0*+=D F 联立解得 h kmol D /25.56=h kmol F /10.87=（三）塔板数的确定1．理论塔板数T N 的求取根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y x ~①由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表00B A B P P P P x --= x PP y A 0= 00)1()1(B AP P y x x y =--=α 苯-氯苯气液平衡数据 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y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。

②求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数将1.表中数据作图得y x ~曲线（如图1）及y x t ~-曲线（如图2）。

在yx ~图上，因1=q ，查得8946.0=q y ，而6378.0==F q x x ，9860.0=D x 。

故有：3559.06378.08946.08946.09860.0=--=--=qq q D m x y y x R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1.85倍，即：6585.03559.085.185.1=⨯==m R R ③求精馏塔气、液相负荷L=RD=0.6585×56.25=37.04kmol/hV=(R+1)D=(0.6585+1) ×56.25=93.29kmol/h L ’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V ’=V=93.29 kmol/h ④求操作线方程精馏段操作线：595.0397.011+=+++=x R x x R Ry D 提馏段操作线为过()0029.0,0029.0和()8479.0,6378.0两点的直线。

⑤图解法求理论塔板数如图1所示，求解结果为总理论板层数 N T =11.0（包括再沸器） 进料板位置 N F =4图1 图解法求理论板层数图2 苯-氯苯物系温度组成图2．实际塔板数的求取（1）全塔效率塔的平均温度(83.9131.5)/2107.7m t =+=℃平均温度下的气液组成 0.300m x = 0.656m y = 苯与氯苯的粘度分别为 0.238A u mpa s =g 0.256B u mpa s =g 平均粘度为 0.3000.2380.6560.2560.239m u mpa s =⨯+⨯=g 塔板效率为 0.170.616lg 0.170.616lg 0.2390.553T m E u =-=-⨯= （2）实际板层数的求取 N 精=3/0.553=5.42≈6 N 提=8/0.553=14.47≈15 N p =6+15=21(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力的计算塔顶操作压力 p D =101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降 Δp=0.7kpa进料板压力 p F =105.08+0.7×6=109.28kpa 塔底压力 p W =105.08+0.7×21=119.78kpa精馏段平均压力 p m =1/2×（105.08+109.28）=107.18kpa 提馏段平均压力 p m ‘=1/2×（109.28+119.78）=114.53kpa2、操作温度计算由t-x-y 图得，塔顶温度t D =83.5℃，进料板温度t F =91.7℃，塔底温度t W =131.1℃。

精馏段平均温度t m =1/2×（83.9+91.7）=87.6℃，提馏段平均温度t m ‘=1/2×（131.1+91.7）=111.4℃。

3、平均摩尔质量的计算塔顶x D =y 1=0.9860，查图1得x 1=0.9353。

同理，加料板x F =0.6188，y F =0.8818；塔底x W =0.0017，y W =0.0067。

M VDm =0.9860×78.11+(1-0.9860) ×112.56=78.59kg/kmol M LDm =0.9353×78.11+(1-0.9353) ×112.56=79.65kg/kmol M VFm =0.8818×78.11+(1-0.8818) ×112.56=82.18kg/kmol M LFm =0.6188×78.11+(1-0.6188) ×112.56=91.24kg/kmol M VWm =0.0067×78.11+(1-0.0067) ×112.56=112.33kg/kmol M LWm =0.0017×78.11+(1-0.0017) ×112.56=112.50kg/kmol 精馏段平均摩尔质量M Vm =1/2×(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol M Lm =1/2×(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量M ‘Vm =1/2×(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol M ‘Lm =1/2×(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol4、平均密度的计算（1）气相平均密度 3107.8880.39 2.89/8.314(87.6273.15)m Vm Vm mp M kg m RT ρ⨯===⨯+3''''115.2397.26 3.50/8.314(111.4273.15)VmVm m m p M kg m RT ρ⨯===⨯+（2）液相平均密度液相平均密度依下式计算，即i a i Lm ρρ//1∑=（a 为质量分率） 塔顶温度t D =83.5℃,此温度下ρA =812.41kg/m 3, ρB =1033.79kg/m 30.9860*78.110.980.9860*78.110.0140*112.56A α==+10.980.02812.411033.79ABLDmABa a ρρρ=+=+，所以ρLDm =815.90kg/m 3。

进料板温度t F =91.7℃,此温度下ρA =803.62kg/m 3, ρB =1025.56kg/m 30.6188*78.110.530.6188*78.110.3812*112.56A α==+10.530.47803.621025.56ABLFmABa a ρρρ=+=+，所以ρFDm =894.61kg/m 3。