分離苯-甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝畢業論文(編輯修改稿)

　

【文章內容簡介】 的中心距,m；u——空塔氣速,m/s；uF— 泛點氣速,m/s；u0—氣體通過篩孔的速度,m/s；u0, min—漏液點氣速,m/s；u′0—液體通過降液管底隙的速度,m/s；Vh——氣體體積流量,m3/h；Vs——氣體體積流量,m3/s；wL——液體質量流量,kg/s；wV—氣體質量流量,kg/s；Wc——邊緣無效區寬度,m；Wd——弓形降液管寬度,m；Ws——泡沫區寬度,m；x— 液相摩爾分數；X——液相摩爾比；y——氣相摩爾分數；Y——氣相摩爾分比；Z——板式塔的有效高度,m；填料層高度,m。下標max—最大的；min—最小的；L—— 液相的；V— —氣相的θ——液體在降液管內停留時間,s； μ——粘度,mPas；Φ—開孔率或孔流系數，無因次；σ——表面張力,N/m；ρ——密度,kg/m3；希臘字母δ——篩板厚度,m； 相關物性參數 （1）苯和甲苯的物理參數分子式相對分子質量沸點℃臨界溫度℃臨界壓力MPa苯（A）C6H64,898甲苯（B）C7H8 (2)飽和蒸汽壓苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計算：ABC苯甲苯（3）苯、甲苯的相對密度溫度（℃）8090100110120苯815甲苯810（4）液體表面張力溫度（℃）80 90100110120苯甲苯 (5)苯甲苯液體粘度mPa8090100110120苯甲苯第二章 設計任務書：分離苯甲苯混合液的浮閥板式精餾塔工藝設計：生產能力：苯甲苯混合液處理量8000t/a原料組成：苯含量為40%（質量百分率，下同）進料狀況：熱狀況參數q自選分離要求：%，%： 大氣壓為760mmHg，自來水年平均溫度為15℃的某地：板式精餾塔：年開工200天，每天三班8小時連續生產：1）精餾塔的物料衡算；2）塔板數的確定；3)精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算；4)精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5)塔板主要工藝尺寸的計算；6)塔板的流體力學驗算；7)塔板負荷性能圖；8)精餾塔接管尺寸計算；9)繪制生產工藝流程圖；10)繪制精餾塔設計條件圖；11)繪制塔板施工圖（可根據實際情況選作）；12)對設計過程的評述和有關問題的討論。第三章 設計內容 設計方案的確定及工藝流程的說明本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于該二元混合物的分離，應采用連續精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 全塔的物料衡算 kg/，原料含苯的質量百分率為40%，%，%，則：原料液含苯的摩爾分率： 塔頂含苯的摩爾分率：塔底含苯的摩爾分率： ，故可計算出產品的平均摩爾質量：原料液的平均摩爾質量：MF ＝＋(1－)＝塔頂液的平均摩爾質量：MD ＝＋(1－)＝塔底液的平均摩爾質量：MW ＝＋(1－)＝ 依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，得： F,＝8000t/（30024）h＝，全塔物料衡算：進料液： F=（kg/h）/（kg/kmol）=總物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F=D+聯立解得： W＝ D＝ 塔板數的確定理論塔板數的求取苯甲苯物系屬理想物系，可用梯級圖解法（MT）,求取NT，步驟如下： 根據苯甲苯的相平衡數據，利用泡點方程和露點方程求取。依據 ， 將所得計算結果如列表2：表2苯（x）甲苯（y）的相平衡數據溫度，（℃）84889296100104108（kpa） 苯甲苯兩相摩爾分率X0Y0本方案中，塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），因操作壓力偏離常壓很小，所以其對x~y平衡關系的影響完全可以忽略。將上表中數據作圖得x~y曲線：圖1 苯—甲苯混合液的yx圖表3 苯甲苯物系在某些溫度t下的a值（附x值）t( ℃)84889296100104108αx10可見隨著溫度的升高，α變化不大，可對表中兩端數據取平均值在yx圖（圖1）上，因，查得，而。故由式（353a）得最小回流比：也可根據課本中公式（1045）得，代入數據計算得：兩種計算方法結果相同。考慮到精餾段操作線離平衡線較近，即： R==*=精餾塔的汽、液相負荷： 精餾段：液相流量：L=RD== 氣相流量：V=(R+1)D=(+1)= 提鎦段：液相流量：L′=L+F=+= 氣相流量：V′=V= 圖2 苯甲苯物系精餾分離理論塔板數的圖解精餾段操作線為： ==+平衡方程:提餾段操作線可由b(xW，xW)及精餾段操作線和q線的交點d決定。泡點加料時q=1 （1） （2）對全塔物料橫算 D+W=F （3） D+W=F （4）由(1)、(2)式得 (5) (6)將(5)式值帶入(6)中得 提留段操作線為 將x=，求得y=，即有d(，)。(1)精餾段利用平衡方程和精餾段操作線方程計算精餾段的塔板數： x2=(用平衡關系) y3=(用物料衡算，即操作線) x3=(用平衡關系) y4=(用操作線)； x4=(用平衡關系) y5= (用操作線)； x5=(用平衡關系) y6= (用操作線)； x6=(用平衡關系) y7=(用操作線)； x7=(用平衡關系) 所以進料位置在第7塊板(2)提餾段 利用相平衡方程和提留段操作線方程計算提留段塔板數： y9=；x9= y10=；x10= y11=；x11= y12=；x12= y13=；x13= y14=；x14= 因此，理論板數為(141)=13層，進料位置為第7層板。 苯甲苯在某些溫度下的粘度：t8090100110120ABμ=Σxiμi=*+*=()μ表示以加料摩爾組成為準的液體的平均摩爾粘度。可以簡單的用以下近似公式計算塔的總效率：E=（αμ）+[lg(αμ)] 2=精餾段的實際板數為： (層) 取12（層）提餾段的實際板數為：（層） 取10（層）實際是在第12塊塔板進料的。 塔的精餾段操作工藝條件及計算 塔頂壓強： 進料板： 塔底壓強：平均壓強： 依據操作壓力，由泡點方程通過試差法，計算出泡點溫度，其中苯、 甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結果如下：塔頂溫度: tD=℃ 進料板溫度: tF=℃。平均溫度：tm℃塔頂： ，（查圖2）加料板：，（查圖2）精餾段： 液體的平均粘度液相平均粘度依下式計算:lgμLm=∑xilgμi塔頂液相平均粘度的計算：查化工原理附錄11，℃下有： μA=s ，μB=s lgμLD,m=()+()解得： μLDm= mPas 進料板液相平均粘度的計算:℃下，查得：μA=s ，μB=slgμLF,m=()+()解得： μLFm=s精餾段液相平均表面張力為 μ,Lm=（+）/2= mPas 加料板：精餾段： 液體的平均密度ρ ①塔頂： ②進料板： 所以精餾段液相平均密度：氣相密度： 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 精餾段的氣、液相體積流率為由式中的C公式計算，其中C20由化工原理課程設計教材的負荷系數圖查取，圖的橫坐標為取板間距HT=，板上液層高度hL=，則HTh