年产量116万吨苯—甲苯连续精馏筛板塔的设计_毕业设计(编辑修改稿)

年产量116万吨苯—甲苯连续精馏筛板塔的设计_毕业设计(编辑修改稿)内容摘要：

甲苯当做理想物系， 根据 表 31 中轻组分苯的数据， 用 AutoCAD 画出其平衡曲线如 图 31： 图 31：苯的气液 平衡曲线 得出精馏段操作线与 y轴的交点坐标为 ，根据公式：1 Dmxy R ， 13 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 得出  ，取实际回流比为最小回流比的 倍，故： 。 精馏塔的气液相负荷 1 . 7 9 . 6 7 1 6 . 4 4 ( / )L R D k m o l h    ( 1 ) ( 1 . 7 1 ) 9 . 6 7 2 6 . 1 1 ( / )V R D k m o l h      ( 1 ) ( 1 ) ( 1 . 7 1 ) 9 . 6 7 0 2 6 . 1 1 ( / )V R D q F k m o l h          1 . 7 9 . 6 7 1 1 8 . 9 3 3 5 . 3 7( / )L R D q F k m o l h        精馏段及提馏段的操作线方程 由前面气液相负荷，根据物料守恒，不难得： 精馏段操作线方程为：1 0 . 6 3 0 0 . 3 5 211 Dn n nxRy x xRR     提馏段操作线方程为：1 1 . 3 5 5 0 . 0 1 1wn n nWxLy x xVV     操作回流比下理论板数确定 根据 表 31， 在 AutoCAD 软件 上画出实际回流比下苯 — 甲苯气液平衡图及塔板分布，如 图 32： 图 32 实际回流比下塔板分布图 14 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 由图可知： 理论板数 13TN （包括塔釜再沸器）。 其中： 精馏段： 5RN ； 提馏段： 7SN （包括再沸器）； 进料板第 6块板（由上往下数） . 基础数据的求取 （ 1）塔顶、进料级、塔釜温度的求取 由苯 — 甲苯气液相平衡数据 作出其温度 — 组成图，如 图 33： 图 33：苯的温度组成图 因为馏出液中苯的组成为：  ，由精馏段操 作线方程： 1 0 .6 3 0 0 .3 5 2nnyx  可得第一块塔板上的气 相组成： 1 。 15 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 同理，由于釜液中苯的组成为：  ，由于前面已用 AutoCAD 做出了混合物中苯的气液平衡关系图，可以得到再沸器（相当于一块理论板）中的气相组成： y=,由提馏段操作线方程： 1 1. 35 5 0. 01 1nnyx ，可得 塔内最后一块塔板的液相组成： 1  。 对于进料级， 由于是泡点进料且进料温度也是泡点，进料组成为  ，由 图 33，可得出进料 温度为：  由 1  、 1   ，通过 图 33，可以找出塔顶及塔釜的温度，分别为： 塔顶： 、 塔釜： 、进料级温度 ：  所以： 精馏段 平均温度： 1  提馏段平均温度： 2  （ 2）塔顶、进料级、塔釜粘度的求取 表 32：液体粘度 181。 L 温度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯（ mPa .s） 甲苯（ mPa .s） 根据平均粘度公式： lg lgLm i ix ，由上 表 32， 查得在 下，苯（ A）、甲苯（ B）的平均粘度分别为：苯： mP a s 、甲苯： mP a s  塔顶液相平均粘度为： ,l g 0 . 9 5 l g ( 0 . 3 0 0 ) ( 1 0 . 9 5 ) l g ( 0 . 3 0 4 ) 0 . 4 2 7L D m       , Dm mPa s  在 下，苯（ A）、甲苯（ B）的平均粘度分别为：苯： mP a s 、甲苯： mP a s ， 塔底 液相平均粘度为： ,l g 0 . 0 3 l g ( 0 . 2 3 9 ) ( 1 0 . 0 3 ) l g ( 0 . 2 5 7 ) 0 . 5 9 1 0 . 2 5 6L w m L w m m P a s         在 下，苯（ A）、甲苯（ B）的平均粘度分别为：苯： mP a s 、甲苯： 0. 28 3B mPa s ， 进料 液相平均粘度为： 16 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 ,l g 0 . 5 0 l g ( 0 . 2 7 6 ) ( 1 0 . 5 0 ) l g ( 0 . 2 8 3 ) 0 . 5 5 4 0 . 2 7 9L F m L w m m P a s         故： 精馏段 液相平均粘度为： ( 0 .3 0 0 0 . 2 7 9 ) 0 .2 9 02m m P a s   精。 提馏段液相平均粘度为： ( 0 .2 5 6 0 . 2 7 9 ) 0 .2 6 82m m P a s   提 精馏段平均效率的确定及精馏段实际板数 根据奥康奈尔公式算全塔效率： ( )TLE   ， 式中：   塔 顶 、 塔 底 平 均 温 度 下 的 相 对 挥 发 度 L s 塔 顶 、 塔 底 平 均 温 度 下 的 液 相 粘 度 ， mPa 由 1 ，知 精馏段 平均相对挥发度 。 而 mPa s 精 故 精馏段平均效率为： 精 故： 精馏段实际板数： 6= 1 1 . 3 60 .5 2 8N 精 取 12 块 板 （ 包 括 了 进 料 级 ） 提馏段平均效率的确定及提馏段实际板数 由 2 ，知提馏段平均相对挥发度 =。 而 mPa s 提 故提馏段平均效率为： 提 故： 提馏段实际板数： 6= 1 0 .9 50 .5 4 8N 提 取 11 块 板 （ 没 包 括 再 沸 器 ） 全塔效率的确定及全塔实际板数 由以上数据可知： 全塔实际板数共有 23 块（没包括再沸器），进料级在第12块板 上（从上往下 数）。 所以全塔效率为： 1 3 1= 1 0 0 % = 5 2 .1 7 4 %23TE  分的相关计算 平均操作压力的计算 因为塔顶操作压强为 常压， 10 5DP kPa。 取每层塔板压力为 计算，则进料级压力： 10 1. 32 5 0. 9 12 11 2. 12 5FP k P a   . 故精馏段平均压力为： 17 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 1 0 1 . 3 2 5 1 1 2 . 1 2 5 1 0 6 . 7 2 52mP k P a 平均操作温度的计算 塔顶温度为： ， 进料级温度为：  故精馏段平均温度为： 9 1 .3 8 8 2 .6 3 8 7 .0 12mTC   平均摩尔分子量的计算 对于塔顶，轻组分苯的含量： 1  ，查 图 32， 得 1 。 故有： 0. 95 78 .1 1 ( 1 0. 95 ) 92 .1 3 78 .8 1v D mM       0. 88 78 .1 1 ( 1 0. 88 ) 92 .1 3 79 .7 9lD mM       对于加料板，由于加料板温度 ，查 图 33，得出加料板上组成： 、  故有 : 0. 71 78 .1 1 ( 1 0. 71 ) 92 .1 3 82 .1 8vFmM       0. 50 78 .1 1 ( 1 0. 50 ) 92 .1 3 85 .1 2lF mM       故精馏段平均分子量为： 7 8 .8 1 8 2 .1 8 8 0 .5 02vR mM  7 9 .7 9 8 5 .1 2 8 2 .4 62lR mM  液相平均表面张力的计算 苯、甲苯纯物质的表面张力数据如 表 41所示： 表 41： 纯组分的表面张力 温度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 20 甲苯， Mn/m 液体平均表面张力的计算公式为： 1nLm i ii x 塔顶温度 ，查表 41 可得纯物质的表面张力数据：苯 18 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 /A mN m  、甲苯 /B mN m  ，又有 1 。 故有： 0 . 8 8 2 0 . 8 8 ( 1 0 . 8 8 ) 2 1 . 4 1 2 0 . 9 4 /L D m m N m       进料板温度 ，查表 41 可得纯物质的表面张力数据：苯 /A mN m  、甲苯 /B mN m  ，又有 。 故有： 0 .5 0 1 9 .8 3 ( 1 0 .5 0 ) 2 0 .4 5 2 0 .1 4 /L F m m N m       所以， 精馏段的平均表面张力为： 2 0 . 9 4 2 0 . 1 4 2 0 . 5 4 /2L R m m N m  气液平均密度的计算 （一）液相平均密度的计算 苯和甲苯的液相密度数据如下 表 42所示： 表 42： 组分的液相密度 温度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 814 805 791 778 763 甲苯 ,kg/ 3m 809 801 791 780 768 计算公式为 ： 1 ABm A Baa   其中 A 、 B 为纯组分密度， Aa 、 Ba 为混合物中各组分的质量分数。 塔顶：塔顶温度： ，第一块板的液相组成： 1  ，查 表 42得在塔顶温度下各组分的密度为：苯 /A kg m  、 甲苯 /B kg m 。 由 1  ，知第一块板上苯的质量分率为： 0 . 8 8 7 8 . 1 1 0 . 8 60 . 8 8 7 8 . 1 1 0 . 1 2 9 2 . 1 3Aa    甲苯的质量分率为 1 0. 86 0. 14Ba   。 故塔顶液相平均密度为： 31 0 . 8 6 0 . 1 4 8 1 0 . 9 6 /8 1 1 . 6 3 8 0 6 . 9 0 DmDm k g m     进料级：进料级温度： ，进料板液相组成：  ，查表 42得在塔顶温度下各组分的密度为：苯 /A kg m  、甲苯 /B kg m  19 年产量 万吨苯 — 甲苯连续精馏筛板塔的设计 由  ，知进料板上苯的质量分率为： 0 . 5 0 7 8 . 1 1 0 . 4 60 . 5 0 7 8 . 1 1 0 . 5 0 9 2 . 1 3Aa    甲苯的质量分率为： 1 0. 46 0. 54Ba   。 故 进料级 液相平均密度为： 31 0 . 4 6 0 . 5 4 8 0 1 . 2 0 /8 0 3 . 0 7 7 9 9 . 6 2 FmFm k g m     综上，精馏段液相平均密度 为： 3() 8 0 6 . 0 8 /2F m D mlm k g m  （二）气相平均密度的计算 假设气相为理想气体，由理想气体状态方程，可知气相平均密度的计算式为 m vmVmmpMRT  故，精馏段气相平均密度为： 31 0 6 . 7 2 5 8 0 . 5 0 2 . 8 7 /8 . 3 1 4 ( 8 7 . 0 1 2 7 3 . 1 5 )m v mVm mpM k g mRT    液相平均粘度的计算 之前的计算已将精馏段的平均粘度值算出，精馏段液相平均粘度为： ( 0 .3 0 0 0 . 2 7 9 ) 0 .2 9 02m m P a s   精 塔径的计算 （ 1） 最大空 塔气数和空塔气速的计算 最大空塔气速的计算公式为： m ax LVVuC 精馏段气液相的体积流率计算： 32 6 . 1 1 8 0 . 5 0 0 . 2 0 3 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 8 7VmvVmVMq m s    31 6 . 4 4 8 2 . 4 6 0 . 0 0 0 4 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 6 . 0 8LmL LmLMq m s    C由式： 20 () 求取，  为所处物系的液体表面张力（ /Nm）。 20C由史密斯关联图 （图 4。