苯-甲苯混合液精馏塔设计_化工原理课程设计(编辑修改稿)

苯-甲苯混合液精馏塔设计_化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

强在较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。 但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液组成相对降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。 本次设计采用的是间接蒸汽加热。 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 7 冷却剂与出口温度 精馏塔常以循环冷却水为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。 且厂址选在江苏地区，水资源丰富。 设备的出口温度一般在 50℃左右。 温度 10℃，故选用 40℃ 的冷却水，否则，溶于水中的有些无机盐将析出、结垢，影响传热效果。 热能的利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。 因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。 虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。 为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 确定设计方案的原则 本课程设计的设计内容是分离苯 甲苯混合液。 是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送 入精馏塔内。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。 塔釜采用间接蒸汽加热，操作回流比采用最小回流比的 倍。 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 8 第三章 .工艺计算 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率 4040 60 9696 4 FDWXXX 平均分子量    FDWM 0 .4 4 7 8 .1 1 1 0 .4 4 9 2 .1 3 8 5 .9 6 k g / k m o lM 0 .9 6 6 7 8 .1 1 1 0 .9 6 6 9 2 .1 3 7 8 .5 9 k g / k m o lM 0 .0 2 1 8 7 8 .1 1 1 0 .0 2 1 8 9 2 .1 3 9 1 .8 2 k g / k m o l                物料衡算 原料处理量 : 3, 38 00 0 10 494732 0 24F kg h 总物料衡算： F D W 易挥发组分的物料衡算： 4 9 7 4 0 . 4 4 0 . 9 6 6 0 . 0 2 1 8DW     联立代入数据，解得： hkgD / 039。  W 39。 = kg h 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 9 塔板数的确定 理论塔板数 NT的求取 苯、甲苯属理想物系，可采用 NT。 根据苯、甲苯的气液平衡数据作 yx 图（ 即图 1）及 txy 图（即图 2） 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 1000102030405060708090100yx 图 1 yx 关系图 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 10 0 .0 0 .2 0 .4 0 .6 0 .8 1 .07880828486889092949698100102104106108110112114tx (y )p0oCyx 图 2 txy关系图 求最小回流比 minR 及操作回流比 R 在图 1 中对角线自点 (,)作垂线即进料线（ q 线），该线与平衡线交 点 坐标为：（ ， ），是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。 m i n 0 .9 6 6 0 . 6 6 1 . 3 90 . 6 6 0 . 4 4DqqqxyR yx    适宜操作回流比： m in1. 6 1. 6 1. 39 2. 22 4RR    求理论塔板数 NT 精馏段操作线为 : 2 . 2 2 4 0 .9 6 6 0 . 6 9 0 .3 01 1 2 . 2 2 4 1 2 . 2 2 4 1DxRy x x xRR         按常规 ： 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 11 NT=(151)块（不包括釜）。 其中，精馏段理论塔板数为 6块，提馏段理论塔板数 为 8 块（不包括釜），第 7块为加料板。 塔内温度的计算：采用内差法计算塔内的温度 1）塔顶 在图二中（ ， ）（ ， ）两点之间可以看作为直线，设此线方程为 t=kx+b,代入值解得 k=，b= 所以 t=+，当 Dx  时， Dt  ℃ 2）塔底 在图二中（ ， ）（ ， ）两点之间可以看作为直线，设此线方程为 t=kx+b,代入值解得 k=56，b= 所以 t=56x+，当 x=， t=℃ 3）进料 在图二中（ ， ）（ ， ）两点之间可以看作为直线，设此线方程为 t=kx+b,代入值解得 k=，b= 所以 t=+，当 Fx  时， Ft  ℃ 所以全塔的平均温度： 8 0 . 7 5 1 0 9 . 1 5 9 1 . 3 5 9 3 . 7 53t ℃ 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 12 全塔效率 ET 依下式： 0 .1 7 0 .6 1 6TmE lg    求得塔平均温度为 ℃，根据液体粘度共线图查得，在℃下 相平均粘度为：     39 1 39 39 7 1 39 74 m P .m as          7 16 g 74 52 %TEl    实际塔板数 N 精馏段： NJ=6/=，取 12 层 提馏段： NQ=8/=，取 16 层 塔的工艺条件及物性数据计算 以精馏段为例进行计算： 操作压强 Pm 塔 顶 压 强 PD=40+=, 取 每 层 塔 板 压 降 Δp=,则进料板压强 PF=+12 = 精馏段平均操作压强： 1 4 1 .3 1 4 9 .7P 1 4 5 .52m k P a 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 13 温度 tm 塔顶： Dt  ℃ 进料： Ft  ℃ 则精馏段平均温度： 8 0 .7 5 9 1 8 6 .0 52 .3 5mt ℃ 平均分子量 塔顶 xD=y1= X1=  VDm M 0 . 9 4 3 7 8 . 1 1 1 0 . 9 4 3 9 2 . 1 3 7 8 . 4 7 k g / k m o l       L D m 0 . 9 4 0 7 8 . 1 1 1 0 . 9 4 0 9 2 . 1 3 7 8 . 9 5 ?k g / k m o lM       进料板 yF= XF=  V F m 0 . 7 7 4 7 8 . 1 1 1 0 . 7 7 4 9 2 . 1 3 8 1 . 2 8 ?k g / k m o lM        L F m 0 . 5 0 6 7 8 . 1 1 1 0 . 5 0 6 9 2 . 1 3 8 5 . 2 4? k g / k m o lM       则精馏段平均分子量 : 7 8 . 4 7 8 1 . 2 8 8 0 . 2 62vmM k g k m o l 78. 95 85. 24 82. 102LmM k g k m ol 平均密度 ρ m 液相密度 ρ Lm 依下式 : ABLm L A LB   ( 为质量分数 ) 塔顶 : 1 0 .9 6 6 0 .0 5 78 0 3 .9 8 0 0 .2L mD  LmD  3kgm 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 14 进料板，由加料板液相组成 XA= ( 1 )      1 0 .4 0 0 .5 68 0 3 .9 8 0 0 .2L mF  kg m  故精馏段液相平均密度 Lm    31 8 0 0 + 8 3 5 . 4 2 = 8 1 7 . 7 12 k g m 气相密度  Vm 3127 .5 75= 4m V mVmmPM k g mRT（ + ） 液体表面张力 σ m 1nm i ii x 顶部 0. 94 3 21 .2 0. 05 7 21 .6 3 21 .2 2m m N m      进料 0 .5 0 6 2 0 .3 0 .4 9 4 2 0 .8 2 0 .5 6m m N m      则精馏段平均表面张力为：  1 2 1 . 2 2 2 0 . 5 6 2 0 . 8 92m m N m     液体粘度 μ Lm 1nLm i ii x 顶部 0 .9 4 3 0 .3 0 6 0 .0 5 7 0 .3 1 0 .3 0 6Lm m P a s       进料 0. 50 6 0. 28 5 0. 49 4 0. 29 0. 29Lm m P a s       则精馏段平均液体粘度  1 0 . 3 0 6 0 . 2 9 0 . 2 9 82Lm m P a s      制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 15 精馏段气液负荷计算    33333= 1 2 .0 9 8 1 1 7 .3 7 5 5 .5 25 5 .5 2 7 9 .8 7 50 .3 73 6 0 0 3 6 0 0 3 .3 72 .0 9 8 1 7 .9 2 1 3 7 .65 5 .5 2 8 2 , 1 01 .5 4 1 03 6 0 0 3 6 0 0 8 1 8 .0 51 .5 4 1 0 3 6 0 0 5 .5 7VmLmVmsLmshV R D k m o l hVMV m sL R D k m o l hVML m sL m h                 制药过程原理及设备课 程设计 —— 精馏塔设计 16 第四章． 塔和塔板主要工艺尺寸计算 D 塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表所示经验关系选取 初选板间距  ，取板上液层高度 。 表 1 板间距与塔径的关系 塔径 DT，m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距HT， mm 200～300 250～350 3。