苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计(编辑修改稿)

苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计(编辑修改稿)内容摘要：

由于沸点进料（ q=1） 饱 和蒸汽压 p 可由 Antoine 方程计算： Ct BAp lg 所以塔顶苯的饱和蒸汽压为： 1 *  tC BAp A  Ap 3 440 7 95 *  tC BAp B  Bp 0 2  BAD pp 化工原理课程设计 11 2 *  tC BAp A  Ap 3 440 7 95 *  tC BAp B  Bp 2 9  BAW pp  DW  平均 全塔效率 采用“奥康奈尔的精馏塔效率关联图”来估算全塔效率。 图四中的曲线可以近似表示为： 式中 TE 全塔总效率 塔顶，塔底平均温度下的相对挥发度 附 图 3 精馏塔全塔效率关 联图 L 液体的平均黏度， smPa **   iiL x  其中，温度以塔顶，塔底平均温度计算；组成以进料组成计算。 其值从手册中查的。 实际塔板数及实际加料位置 精馏段实际板层数 提留段实际板层数 , 提pN 总实际板层数 261313,  提精 ppp NNN 2 4 )(  LTE )()(  LTE , 精pN化工原理课程设计 12 3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 塔的工艺条件及物性数据计算 操作压强 P 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压降 精馏段平均压降 塔底压降 k P ap W 0 39。  提留段平均压降 操作温度 T 由表三， 苯 甲苯的等压曲线 可以读出： 塔顶温度 CtD  塔底温度 进料板温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度： Cmt 0 22/) 0 9(39。  塔内各段气、液两相组分的平均分子量 塔顶气，液混合物平均摩尔质量：由  yxD 查平衡曲线（见附图 1），得 x )/( k m o lkgM V D m  )/( k m o lkgM DmL  进料板气，液混合物平均摩尔质量；由图解理论板（见附图 1）得 Fy ；查平 衡曲线得（见附表 1），得 xF。 )/( k m o lkgM VFm  )/( k m o lkgM L F m  精馏段气，液混合平均摩尔质量： )/()( k m o lkgM Vm  CtF Ctm )( )( k P appp D  表当地kPap )( 0 k P ap F )() 0 396( k P apm )()(39。 k P amp CtW 化工原理课程设计 13 )/()( k m o lkgM Lm  塔底气，液混合物平均摩尔质量：由 wx 查平衡曲线（见附图 1），得 wy )/( 4 3 5 6 39。 k m o lkgM V w m  )/( 7 6 2 3 39。 k m o lkgM wmL  提馏段气，液混 合平均摩尔质量： )/()(39。 k m o lkgM Vm  )/()(39。 k m o lkgM Lm  精馏段和提馏段各组分的密度 （ 1） .气体的平均密度 精馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/()( 3mkgRTMp mVmmVm   提馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/()( 39。 39。 39。 39。 3mkgRT Mp mVmmVm   （ 2）液相平均密度 液相平均密度计算公式： iim W  /1 塔顶液相平均密度：由 CtD  ，查手册得： 33 /7 9 5,/8 0 0 mkgmkg BA  。 )/(L D m  塔底液相平均密度：由 Ctw  ，查手册得： 33 /755,/748 mkgmkg BA   )/(39。 3mkgL w m  进料板平均密度：由 CtF  ，查手册得 33 /7 8 4,/7 8 4 mkgmkg BA  。 进料板液相质量分数为 3 783  A 化工原理课程设计 14  3/784784/ 精馏段液相平均密度为  3/)( mkgLm  .气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/()( 3mkgRTMp mVmmVm   提馏段相平均密度为  3/)(39。 mkgLm  .气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/()( 39。 39。 39。 39。 3mkgRT Mp mVmmVm   液体表面张力的计算 液相平均表面张力计算公式：  iiLm x 塔顶液相平均表面张力：由 CtD  ，查手册得： 塔底液相平均表面张力：由 Ctw  ，查手册得： mNmN BA /,/ 33    )/10( 7 6 2 3 39。 3 mNL Dm  进料板液相平均表 面张力：由 CtF  ，查手册得 )/10( 3 mNL F m  精馏段液相平均表面张力： )/10()( 3 mNLm  提馏段液相平均表面张力： )/10()(39。 3 mNLm  mNmN BA /,/ 33   )/10( 3 mNL Dm mNmN BA /,/ 33   化工原理课程设计 15 )1( ,  DnVn qRq,39。 ,  FnLnLn qqq,39。 ,  VqnVqn 液体粘度μ m 液相平均黏度计算公式：  iiLm x  lglg 塔顶液相平均黏度：由 CtD  ，查手册得： 计算得： 塔底液相平均黏度：由 Ctw  ，查手册得： sm P asm P a BA  2 4 ,2 2  计算得： smP aL w m  39。  进料板液相平均黏度：由 ，查手册得 计算得： 精馏段液相平均黏度为 )()( sm P aLm  提馏段液相平均黏度为 )()(39。 sm P aLm  气液负荷计算 1) 精馏段气液负荷计算 2) 提馏段气液负 荷计算 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 最大空塔气速和空塔气速 (1) 最大空塔气速计算公式： V VLCu   m a x sm P aL D m  CtF  sm P asm P a BA  2 8 ,2 6 sm P asm P a BA  3 3 ,3 1 sm P aL F m   6 ,  DnLn Rqq化工原理课程设计 16 精馏段的气，液相体积流率为 )/( 6 0 0 6 0 0 3, smMqq VmVmVnVV   )/(0 0 1 4 6 0 0 6 0 0 3, smMqq LmLmLnLV   C 可根据  CC 史密斯关联图可查出 C20， 途中横坐标为 : 取板间距 mHT  ，板上液层高度 mhL  则 查手册得 C ， 20 20  CC )/( a x smCu V VL    )/(7 8 9 m a x smuu  提馏段的气，液相体积流率为 )/( 6 0 0 6 0 039。 339。 , smMqq VmVmVnVV   )/( 39。 339。 , smMqq LmLmLnLV    C 可根据  CC 史密斯关联图可查出 C20， 途中横坐标为 : 0 8 0 31 39。 39。 39。 39。 2121, VLVVLVqq  0 4 0 14 2121,  VLVV LVqq   LL hH化工原理课程设计 17 取板间距 mH T 39。  ，板上液层高度 mhL 39。  则 查手册得 C ， 20 39。 39。 39。 20  CC )/( 39。 39。 39。 39。 m a x smCu V VL    )/(7 6 39。 39。 m a x smuu  塔径 D （ 1）精馏段 )(9 5 7 8 9 5 6 , muqD VV   按标准塔径圆整后为 塔截面积为 )( 222 mDAT   实际空塔气速为 )/(7 7 5 , smAT VqVu  （ 2） 提馏段 )(9 8 7 6 5 8 39。 39。 439。 , muqD VV   按标准塔径圆整后为 塔截面积为 )(78 39。 439。 222 mDAT   实际空塔气速为 )/(7 7 5 39。 39。 39。 , smAqu T VV  .精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为 提。