年产8万吨甲苯精馏塔设计_化工原理课程设计说明书(编辑修改稿)

年产8万吨甲苯精馏塔设计_化工原理课程设计说明书(编辑修改稿)内容摘要：

表 25 组分的液相密度 [1] 温度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 甲苯 ,kg/ 3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 化工原理课程设计说明书 6 表 26 液体粘度 181。 L [1] 温度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯（ mP a .s） 甲苯（ mP a .s） 化工原理课程设计说明书 7 第三章 塔体计算 料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分率 0 . 0 2 40 . 9 8 / 9 2 . 1 30 . 0 2 / 7 8 . 1 10 . 0 2 / 7 8 . 1 1x0 . 9 8 30 . 0 2 / 9 2 . 1 30 . 9 8 / 7 8 . 1 10 . 9 8 / 7 8 . 1 1x0 . 4 40 . 6 0 / 9 2 . 1 30 . 4 0 / 7 8 . 1 10 . 4 0 / 7 8 . 1 1x【2】W【2】D【2】F 平均分子量 ol9 1 . 8 0 k g / k m9 2 . 1 30 . 0 2 4 )(17 8 . 1 10 . 0 2 4Mol7 8 . 3 5 k g / k m9 2 . 1 30 . 9 8 3 )(17 8 . 1 10 . 9 8 3Mol8 5 . 9 6 k g / k m9 2 . 1 30 . 4 4 )(17 8 . 1 10 . 4 4M【2】W【2】D【2】F 物料衡算 进料流量 hkg833324300 106F 7  总物料衡算 D W F[2] 易挥发组分物料衡算   [2] 联立以上二式可得： 化工原理课程设计说明书 8 hkg329805D  hkg503405W  塔板数的确定 运用 origin 绘图求理论板 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出 xy 图 0 . 0 0 . 1 0 . 2 0 . 3 0 . 4 0 . 5 0 . 6 0 . 7 0 . 8 0 . 9 1 . 00 . 00 . 10 . 20 . 30 . 40 . 50 . 60 . 70 . 80 . 91 . 0 Y X 0 . 4 4 00 . 6 60 . 30 . 0 2 40 . 9 8 31234567891011121314XwXD1 23 图（ 31）苯 甲苯混合液 xy图，图解法求理论版 层数 求最小回流比 minR 及操作回流比 R 因泡点进料，在图中对角线上自点 e(,)作垂线即为进料线（ q 线），该线与平衡线的交点坐标为 ,  qq xy ，此即为最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。 依最小回流比计算式： 化工原理课程设计说明书 9 1 . 4 90 . 4 40 . 6 6 0 . 6 60 . 9 83xy yxRqqqDm i n  ；[2] 取操作回流比 R=(~2)Rmin[1] 2 .3 81 .4 91 .61 .6 RR m in  [2] 求理论板数 TN 精馏段操作线方程为： 0 . 3 00 0 . 6 9 1 χ1R xx1R Ry D  [2] 按常规，在图 (1)上作图解得：  层（包括再沸器） 第 7 层为加料板 精馏段板数为 7 提馏段板数为 全塔效率 TE mT 0 .6 1 6 lgμ0 .1 7E [2] 根据塔顶、塔底组成查图 31，求得平均温度为 ℃，该温度下的液相平均粘度为   BAm μ0 .4 410 .4 4 μμ  [2]=   .S0 . 2 7 3 m P0 . 2 80 . 4 410 . 2 6 50 . 4 a 故： 4 7 .6 %730 .6 1 6 lg 0 .20 .1 7E T  实际板数 N 精馏段实际板数 : 15  提馏段实际板数 : 化工原理课程设计说明书 10 12层N‘  精馏塔有效高度的计算 精馏段的有效高度 Z=（ N－ 1） HT=(15－ 2) =[2] 提馏段得有效高度 Z=（ ‘N － 1） HT=（ 12－ 2） =[2] 精馏塔的有效高度为 Z= Z+ Z’ =++*4= m[2] 塔工艺条件及物性数据计算 操作压强的计算 Pa 塔顶压强 PD= 取每层塔板压降 △ P=[3] 则进料板压强 PF=+14 = 塔釜压强 Pw=+13 = 精馏段平均操作压强 mP =  = 化工原理课程设计说明书 11 操作温度的计算 运用 orign 绘出图象如下图 0 . 0 0 . 2 0 . 4 0 . 6 0 . 8 1 . 080859095100105110t(oC)X (Y )0 . 4 4 09 3 . 7tytx1 0 9 . 2 50 . 0 2 48 0 . 5 20 . 9 8 3P=10 1 . 3 2 5 Kpa 图（ 32） 苯 甲苯混合液 tx(y)图  ℃ ,  ℃ ,  ℃ 精馏段平均温度 8 7 . 1 12 9 3 . 78 0 . 5 2t m  ℃ 提馏段平均温度 1 0 1 . 521 0 9 . 2 59 3 . 7t m  ℃ 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算 由 0 .9 5x0 .9 8 3 ,yx 11D  68   ol7 8 . 3 5 k g / k m9 2 . 1 30 . 9 8 317 8 . 1 10 . 9 8 3M [ 2 ]V D m  [2]   k m o lkg7 8 . 5 69 2 . 1 30 . 9 6 817 8 . 1 10 . 9 6 8M [ 2 ]L D m  [2] 进料摩尔质量的计算 由平衡曲线查的： yF= xF=   k m o 2 . 1 30 . 6 617 8 . 1 10 . 6 6M [ 2 ]V F m  [2] 化工原理课程设计说明书 12   k m o lkg8 5 . 9 69 2 . 1 30 . 4 417 8 . 1 10 . 4 4M [ 2 ]L F m  [2] 塔釜 摩尔质量的计算 由 WW    k m o lkg9 1 . 2 99 2 . 1 30 . 0 617 8 . 1 10 . 0 6M [ 2 ]V W m  [2]   k m o lkg9 1 . 7 99 2 . 1 30 . 0 2 417 8 . 1 10 . 0 2 4M [ 2 ]L Wm  [2] k m o lkg8 0 . 6 12 8 2 . 8 77 8 . 3 5M Vm  k m o lkg8 2 . 2 62 8 5 . 9 67 8 . 5 6M Lm  平均密度计算 m （ 1）液相密度 Lm ①塔顶部分  时， 查物性手册得： [1]A  kg/ 3m  kg/ 3m 依下式： 1 ABLm LA LB [5]（  为质量分率） 其中 A =, B = 即： 8 1 00 .0 28 1 50 .9 8ρ1 L m D  3L m D  ②进料板处  时， 查物性手册得： 化工原理课程设计说明书 13  kg/ 3m  kg/ 3m 由加料板液相组成： xF= 得 AF = 7 9 6 . 2 40 . 617 9 9 . 3 40 . 4ρ1L m F  9 7 mkgLm F  故精馏段的平均液相密度   3Lm mkg8 0 6 . 1 98 1 4 . 97 9 7 . 4 821ρ  （ 2） 气相密度 Vm 精馏段的平均气相密度   3[ 7 ]mmmV mkg2. 9787. 11273. 18. 314 80. 61110. 2RTMPρ  [2] 液体平均表面张力 m 的计算 液相平均表面张力依下式计算，及 in1i im σxσ [2] 塔顶液相平均表面张力的计算  时， 查物性手册得  mmN  mmN   mmN2 1 . 2 82 1 . 6 90 . 9 8 312 1 . 2 70 . 9 8 3σ mD  ②进料板液相平均表面张力的计算  时， 查物性手册得： 化工原理课程设计说明书 14  mmN  mmN   mmNm  则精馏段液相平均表面张力为   mmNm  液体平均粘度的计算 Lm 液相平均粘度依下式计算，即 iiLm lg μxlg μ [2] 塔顶液相平均粘度的计算  时，查物性手册得：  厘泊  厘泊  0 . 3 0 8 解得：l g 0 . 3 1 10 . 9 8 31l g 0 . 3 0 80 . 9 8 3lg μL D mL D m 进料板液相平均粘度的计算 ct   时，查物性手册得：  厘泊  厘泊  0. 274 lg0. 2640. 441lg0. 2550. 44lg μLF mLF m  则精馏段液相平均表面粘度为 0 . 2 9 1 0 . 3 0 80 . 2 7 4μ Lm  精馏塔气液负荷计算     hk m o l1 3 6 . 1 94 2 . 1 012 . 2 3 5D1RV  [2] 化工原理课程设计说明书 15 sm1 . 0 32 . 9 73 6 0 0 8 0 . 6 11 3 6 . 1 9ρ3 6 0 0VMV 3VmVmS  [2] hk m o l9 4 .0 94 2 .1 02 .2 3 5RDL  sm0 . 0 0 26 78 06 . 193 60 0 8 0. 6 19 4. 0 9ρ3 60 0LML 3[ 2 ]LmLmS  [2] 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 塔径 D 初选板间距 HT=,[5] 取板上液层高度 HL= [5] 故：①精馏段： HThL== 0 . 0。