苯-甲苯精馏塔工艺设计1(编辑修改稿)

苯-甲苯精馏塔工艺设计1(编辑修改稿)内容摘要：

0C 下 表 24 苯 甲苯物性数据 密度0 体积膨胀系数  苯 3879kg m 10 C 甲苯 3867kg m 10 C 30410 879 8 1 7 . 61 ( ) 1 1 2 . 4 1 0 ( 8 0 . 6 2 0 )L D A k g mt t C         30410 867 8 0 6 . 41 ( ) 1 1 0 . 9 1 0 ( 8 0 . 6 2 0 )L D B k g mt t C         38 1 7 . 6 0 . 9 9 1 5 8 0 6 . 4 0 . 0 0 8 5 8 1 7 . 5LD k g m      （ 2）塔底 ①气相 310 78 8 14 ( 27 5 11 )gW PM k g mRT    ②液相 30410 879 7 9 0 . 31 ( ) 1 1 2 . 4 1 0 ( 1 1 0 . 5 2 0 )L W A k g mt t C         30410 867 7 8 9 . 21 ( ) 1 1 0 . 9 1 0 ( 1 1 0 . 5 2 0 )L W B k g mt t C         37 8 0 . 3 0 . 0 0 2 3 6 7 8 9 . 2 ( 1 0 . 0 0 2 3 6 ) 7 8 9 . 2LW k g m       （ 3）进料板 30410 879 8 1 2 . 51 ( ) 1 1 2 . 4 1 0 ( 8 6 2 0 )L F A k g mt t C         30 410867 8 0 8 . 81 ( ) 1 1 0 . 9 1 0 ( 8 6 2 0 )L F B k g mt t C         38 1 2 . 5 0 . 7 3 3 5 8 0 8 . 8 ( 1 0 . 7 3 3 5 ) 8 1 1 . 5LF k g m       回流比的确定 化工系毕业论文（设计） 8 精馏塔操作是在某一适宜回流比下进行的，适宜回流比的数值在全回流与最小回流比的数值之间，一般取 min( 2)RR ，此处取  已知：   泡点进料， 1q 0 .7 3 3 5qFx x kmol    2 . 4 6 0 . 7 3 3 5 0 . 8 7 1 31 1 1 2 . 4 6 1 0 . 7 3 3 5mq my x        最小回流比： m i n 0 . 9 9 1 5 0 . 8 7 1 3 0 . 8 7 20 . 8 7 1 3 0 . 7 7 3 5DqqqxyR yx    m in1. 8 1. 8 0. 87 2 1. 57RR    操作线方程 精馏段操作线方程 1 1 . 5 7 0 . 9 9 1 5 0 . 6 1 1 0 . 3 8 61 1 1 . 5 7 1 1 . 5 7 1Dn n n nxRy x x xRR          已知  Dx   L R D 1 . 5 7 1 6 . 0 2 5 . 1 2 k m o l / h       1 1 . 5 7 1 1 6 . 0 4 1 . 1 2 /V R D k m o l h      334 1 . 1 2 7 8 1 1 9 3 . 9 0 . 3 32 . 6 9Dg gVMV m h m s     提留段操作线方程 39。 1 39。 39。 m m wLWy x xVV  泡点进料 1q //2 5 . 1 2 2 1 . 6 0 4 6 . 7 2 /4 1 . 1 2 /L L F k m o l hV V k m o l h     39。 1 39。 39。 m w m mLWy x x x xVV       理论塔板数的确定 物料流量 化工系毕业论文（设计） 9 7 8 . 1 + 8 1 . 7= = 8 022DFMMM k g k m o l 精 9 2 + 8 1 . 7= = 8 6 . 922WFMMM k g k m o l 提 （ 1）精馏段 3341 .1 2 80= = 12 32 0. 342. 69 + 2. 652g gVMV m h m s 精精 3 4 325 .1 2 80= = 2. 47 6. 9 1081 7. 5+ 81 1. 52s LLML m h m s   精精 （ 2）提馏段 3341 .1 2 86 .9= = 13 93 0. 392. 48 + 2. 652g gVMV m h m s  提提 3 3 34 6 . 7 2 8 6 . 9= = 5 . 0 7 1 . 4 1 07 8 9 . 2 + 8 1 1 . 52s LLML m h m s     精精 塔板数的计算 （ 1）因全回流操作所需的理论塔板数最少，故可用芬斯克方程求解： m in1 1 lg1 1 1 11l g l g WDDWmxxxxN                          （不包括再沸器） 根据吉利兰关联图（《化工原理》下册 图 745） min   min   可知 N=19（不包括再沸器） 由表 23 可绘出 xy 图 化工系毕业论文（设计） 10 图 22 理论板数图解法示意图 如图所示 ,塔内理论板数为 12 块 ,精馏段 3 块 ,提馏段为 8 块 ,第 4 块为进料板。 查资料： 5 911+ 752211+ 222iiiiM pa sM pa sM pa sx M pa sx M pa s        塔 顶进 料 板塔 底精 馏提 馏（ 0. 4 0. 35 ）（ 0. 29 0. 35 ） 所以 11 + 0 . 3 4 822L i ix M p a s    全 塔 （ 0 . 3 2 0 . 3 7 5 ） 查图精馏塔全塔效率关联图（《化工原理》下册 810图）， 2 .4 6 0 .3 4 8 0 .8 5 5L    所以全塔效率 0  可知实际塔板数 PN 012 240 .5 0TP NN E   化工系毕业论文（设计） 11 3 精馏塔塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算 精馏段工艺尺寸的计算 塔径、塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 2. 47 81 4. 5 32 2. 67slLVsgLF V    取 4 0 0 0 .4 0TH mm m， .06Lhm ，则分离空间为 h m    查液体表面张力共线图得： 11 + 3722 iiNmNmx N m   塔 顶进 料 板精 馏 （ 234 239 ） 查史密斯关联图（《化工原理》下册 813 图）： 20  ，因表面张力的差异，气体负荷因子的矫正为 20 ( ) ( ) 7CC   最大允许速率为 m a x 814 .5 3 / m s      取空塔速率为最大允许速率的 倍，则空塔速率为 m a x0 .7 0 .7 1 .2 7 0 .9u u m s    则塔径 D 为 4 4 0 . 3 4 0 . 7 23 . 1 4 0 . 9gVDmu    根据标准塔径圆整为  当塔径为 1m时，其板间距可取 400mm。 因此，所设板间距可用。 溢流装置的设计 化工系毕业论文（设计） 12 对平直堰，选堰长与塔径之比为 ，于是堰长为 D m     查液流收缩系数图（《化工原理》下册 815 图），得 ， 即 23 284 284 76 WVhml      于是 0. 06 0. 00 76 0. 05 24 52W L O Wh h h m m m      取 0 5 2 1 0 4 2h mm   2 2 211 3 . 1 4 0 . 8 0 . 5 0 2 444TA D m     根据  ，查弓形降液管的宽度与面积图（《化工原理》下册 817 图）确定降液管横截面积 fA ，  即 20 . 0 9 0 . 0 9 0 . 5 0 2 4 0 . 0 4 5fTA A m    塔板板面布置 取 0. 07 , 0. 05scW m W m 查弓形降液管的宽度与面积图（《化工原理》下册 817 图）确定  ，即 0. 15 0. 15 0. 8 0. 12dW D m    0 . 8( ) (0 . 1 2 0 . 0 5 ) 0 . 2 322dsDx W W m       0 . 8 0 . 0 5 0 . 3 522cDr W m     即 2 2 22 ( a r c s in )a XA X r X r r    2 2 22 ( 3 ( 5 ) ( 3 ) ( 5 ) a r c si n )180 5 m      筛孔按正三角形排列，取孔径 mm ， / ot D d ，得 化工系毕业论文（设计） 13 开孔率 22 10 . 9 0 7 ( ) 0 . 9 0 7 ( ) 0 . 1 2 1 22 . 7odt       筛孔率 . 15 1. 15 96 00( 0. 06 2)aAn t    筛孔总面积 20 0 .1 2 0 .3 0 0 .0 3 6aA A m    提馏段工艺尺寸的计算 塔径、塔高的计算 已知条件计算两相流动参数 5. 07 80 0. 4 93 2. 57slLVsgLF V    取 4 0 0 0 .4 0TH mm m， .06Lhm ，则分离空间为 h m    查液体表面张力共线图得： 11 + 2722 iiNmNmx N m   塔 底进 料 板提 馏 （ 215 239 ） 查史密斯关联图（《化工原理》下册 813 图）： 20  ，因表面张力的差异，气体负荷因子的矫正为 20 ( ) ( ) 7CC   最大允许速率为 m a x 8 0 0 .4 2 .5 70 .0 7 4 1 .3 /2 .5 7LggC m s      取空塔速率为最大允许速率的 倍，则空塔速率为 m a x0. 7 0. 7 1. 3 0. 91u u m s    则塔径 D 为 4 4 0 . 3 9 0 . 7 43 . 1 4 0 . 9 1gVDmu    根据标准塔径圆整为 化工系毕业论文（设计） 14  当塔径为 1m 时，其板间距可取 400mm。 因此，所设板间距可用。 溢流装置的设计 对平直堰，选堰长与塔径。