【正文】 回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器 無需支持結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設計為小型塔，故采用重力回流。本設計物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比卻最小回流比的 倍。 吉林化工學院化工原理課程設計 6 第一章 塔板的工藝的計算 主要基礎(chǔ)物性參數(shù) 表 1— 1 苯和甲苯的物理性 質(zhì) 項目 分子式 分子量 沸點 臨界溫度 臨界壓強 苯 A C6H6 甲苯 B C6H5－ CH3 表 1— 2 液相密度ρ kg/m3 溫度 80 90 100 110 120 A 815 B 810 表 1— 3 表面張力σ mN/m 溫度 80 90 100 110 120 A B 表 1— 4 粘度μ LmPa 溫度 80 90 100 110 120 A B 吉林化工學院化工原理課程設計 7 表 1— 5 汽化熱γ kJ/kg 溫度 80 90 100 110 120 A B 精餾塔實際塔板的計算 精餾塔物料衡算 加料量： F=125Kmol/h 原料組成 :XF= 塔頂組成： XD= 塔底組成 :XW= 總物料衡算 D+W=125 輕組分 (苯 )物料衡算 125?=+ 聯(lián)立兩式可解得 D= W=平均相對分子質(zhì)量 : FM = +﹙ ﹚ = ㎏／ kmol DM = ﹢ （ ） = ㎏／ kmol WM = +﹙ )= ㎏／ kmol 故質(zhì)量流量： 39。D = D DM = ㎏／ h 39。W =W WM = ㎏／ h 39。F =F FM = ㎏／ h 質(zhì)量分率： 39。Dx = ???? ? 39。Wx = ???? ? ,Fx = 4 5 7 8 . 1 1 0 . 4 0 9 54 5 7 8 . 1 1 5 5 9 2 . 1 4? ?? ? ? 理論 塔板數(shù)的確定 (1)相對揮發(fā)度的計算 查表 321 得常壓下苯 甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系如下表： 吉林化工學院化工原理課程設計 8 利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求得 tF,tD,tW 8 0 .2 1 8 0 .6 6 8 0 .6 69 9 9 7 9 8 9 7Dt??? 得 : tD =℃ XF= 時 得 tF =℃ XW = 時 得 tW=℃ ? m的計算 苯 — 甲苯的飽和蒸汽壓可用安托因方程求解，即： Lg 0p =A BtC? 式中： t：物系溫度，單位：℃ . 0p ：飽和蒸汽壓 /Kpa， A,B,C,— Antoine 常數(shù)，見如下表 12： 表 12 組分 A B C 苯 (A) 甲苯 (B) 即：苯 甲苯的安托因方程分別為：oAoB 6. 03 2 6. 07 8p tp t?? ??? ? 對于塔頂： ? ℃，則：oA1 2 0 6 .3 5l g 6 .0 3 2 1 0 4 .7 18 0 .4 2 2 0 .2 41 3 4 3 .9 4l g 6 .0 7 8 3 9 .6 2 88 0 .4 1 2 1 9 .5 8oAooBBp p Kp ap p Kp a? ? ? ??? ? ? ?? 1 0 4 .7 2 2 .6 4 23 9 .6 2 8oAoBpa p? ? ? ?頂 同理塔底： W ? ℃，則：oA1 2 0 6 .3 5l g 6 .0 3 2 2 3 2 .2 7 31 0 8 .7 9 2 2 0 .2 41 3 4 3 .9 4l g 6 .0 7 8 9 6 .6 0 51 0 8 .7 9 2 1 9 .5 8oAooBBp p Kp ap p Kp a? ? ? ??? ? ? ?? 2 3 2 .2 7 3 2 .4 0 49 6 .6 0 5oAoBpa p? ? ? ?底 ?相對揮發(fā)度 2 .6 4 2 2 .4 0 4 2 .5 2ma a a? ? ?頂 底 ＝ ＝ 從而得到相平衡方程 :x=( 1 ) 2 .5 2 1 .5 2yyyy?? ?? ? ? (1) 吉林化工學院化工原理課程設計 9 最小回流比的確定： ? ?m i n 11 1 . 3 711 DDFF xxR xx?? ????? ? ? ??????? 操作回流比 R== 、液相負荷 精餾段 ： L=RD= =V=(R+1)D=(+1)? =提餾段： ??? qFLL39。 +? 125=???? FqVV )1(39。 ? 125= kmol/h 精餾段操作線方程為： 1 ??????? xRxxR Ry Dnn 提餾段操作線方程為： 39。39。39。1 ????? nwnn xVWxxVLy 由于塔頂是全凝器所以有 1 ?? 111 0 .9 5 1 12 .5 2 1 .5 2yx y??? 由精餾段操作線方程 y=+ 得 y2= 由平衡線方程可得 898 222 ??? yyx 同理可算出如下值： y3=。x3= y4=。x4= y5=。x5= y6=。x6= y7=。x7= y8=。x8=x 所以第八塊為進料板，以下交替使用提留操作線方程與相平衡方程 y9=。x9= y10=。x10= y11=。x11= y12=。x12= 吉林化工學院化工原理課程設計 10 y13=。x13= y14=。x14= y15=。x15=xw 所以總理論板數(shù)為 15塊（包含再沸器） 精餾段理論板數(shù)為 7，第 8 塊為進料板，提餾段理論板數(shù)為 8（含再沸器） 板效率的計算 對于進料， Ft =℃，由安托因方程可得： 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 2 1 4 4 . 8 99 2 . 6 9 2 2 0 . 2 4ooAAP P K p a? ? ? ?? 1 3 4 3 .9 4l g 6 .0 7 8 5 7 .0 69 2 .6 9 2 1 9 .5 8BBP P K p a? ? ? ?? 1 4 4 .8 9 2 .5 3 95 7 .0 6oAF oBpa p? ? ? ? ?又 ， ? ? 精 餾 段 的 平 均 相 對 揮 發(fā) 度1 2 . 6 4 2 2 . 5 3 9 2 . 5 9 0 522DFaaa ? ?? ? ? 提 餾 段 的 平 均 相 對 揮 發(fā) 度2 522WFaaa ? ?? ? ? 又 ? ℃， ? ℃ 精餾段平均溫度：1 9 1 . 4 8 0 . 4 8 5 . 922FDttt ??? ? ? ℃ 提餾段平均溫度：2 9 1 . 4 1 0 8 . 7 9 1 0 0 . 0 9 522FWttt ? ???? ℃ 根據(jù)液體平均粘度公式： lg 2 7 3 .1 5L AAtB? ??? 可求得不同溫度下苯和甲苯的粘度。 對于苯 (A)，其中 ? ， ? 即： 5 4 5 .6 4 5 4 5 .6 4lg 2 7 3 .1 5 2 6 5 .3 4LA t? ??? 1 ?當 ℃時， ,1 ,15 4 5 . 6 4 5 4 5 . 6 4l g 0 . 2 5 4 /8 5 . 9 2 7 3 . 1 5 2 6 5 . 3 4L A L A m p a s??? ? ? ?? 2 ?當 ℃時， , 2 , 25 4 5 . 6 4 5 4 5 . 6 4l g 0 . 2 9 1 m /1 0 0 . 0 9 5 2 7 3 . 1 5 2 6 5 . 3 4L A L A p a s??? ? ? ?? 對于甲苯 (B)，其中 ?? ， ?? 即： 4 6 7 .3 3 4 6 7 .3 3lg 2 7 3 .1 5 2 5 5 .2 4L t? ? ??? 1 ?當 ℃時， 吉林化工學院化工原理課程設計 11 ,1 ,14 6 7 . 3 3 4 6 7 . 3 3l g 0 . 2 9 5 5 /8 5 . 9 2 7 3 . 1 5 2 5 5 . 2 4LL m p a s????? ? ? ?? 2 ?當 ℃時， , 2 , 24 6 7 . 3 3 4 6 7 . 3 3l g 0 . 2 6 3 7 /1 0 0 . 0 9 5 2 7 3 . 1 5 2 5 5 . 2 4LL m p a s????? ? ? ?? 又精餾段的液相組成： 2 ????? FD xxx 提餾段的液相組成： 2 0 . 4 5 0 . 0 3 0 . 2 422FWxxx ? ?? ? ? ?精餾段的平均液相粘度： ? ? ? ?, 1 , 1 1 , 1 11 0 .7 1 0 .2 5 4 1 0 .7 1 0 .2 9 5 5 0 .2 6 4 8 m /L L A L Bx x p a s? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 提餾段的平均液相粘度： ? ? ? ?, 2 , 2 1 , 2 21 0. 24 0. 26 5 0. 26 37 1 0. 24 0. 27 09 m /L LA LBx x pa s? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?精餾段的板效率 ? ? ? ?0 . 2 4 5 0 . 2 4 5, 1 1 10 .4 9 0 .4 9 2 .5 9 0 5 0 .2 6 4 8 0 .5 3 7TLEa ? ??? ? ? ? ? ? ? 提餾段的板效率 ? ? ? ?0 . 2 4 5 0 . 2 4 5, 2 2 20 .4 9 0 .4 9 2 .4 7 0 .2 7 0 9 0 .5 4 1TLEa ?? ? ? ? ? ? ? 實際板數(shù)的計算 （塊）（塊），提提精精 8 7N2T1,P??????ENNENTPTT ?全塔所需實際塔板數(shù)： )(291514 塊提精 ????? PPP NNN ，實際加料板為第15塊板 . 吉林化工學院化工原理課程設計 12 第二章 精餾塔主要工藝尺寸 的設計 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算 塔頂壓強 DP =， 每層塔板壓降 Δ P=， 進料板壓力 FP =+150 .7=， 塔底壓力 WP =+290 .7= 精餾段平均操 作壓強 Pm=(+)/2= 提餾段平均操作壓強 pm’ =(+)/2= 全塔平均操作壓力 KP ap ??? 液相平均表面張力計算 液相平均表面張力計算依公式 Lm? = ii???? 計算 表 28 液體表面張力 ? [1] 溫度t ，℃ 80 90 100 110 120 A?苯 mN/m B?甲 苯 mN/m 用內(nèi)插法求 D F Wt t t、 、 下苯，甲苯的表面張力。 Dt =℃ 9 0 8 0 8 0 . 4 8 0 , 2 1 . 6 4 4 9 /2 0 . 5 9 2 1 . 6 9 2 1 . 6 9 BDBD m N m?????? 9 0 8 0 8 0 . 4 8 0 , 2 1 . 2 2 0 4 /2 0 . 0 6 2 1 . 2 7 2 1 . 2 7 ADAD m N m?????? ? ? ? ?1 2 1 .2 2 0 4 0 .9 8 2 1 .6 4 1 0 .9 8 2 1 .2 2 8 8 /L D m A D D B D Dx x m N m? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? Ft =℃， 吉林化工學院