【正文】 45沈陽化工大學化工原理課程設(shè)計 第一章 流程的確定和說明 第一章 流程的確定和說明精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后送入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液)，再沸器中原料液部分氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵，有時還要設(shè)置高位槽。且在適當位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。測量物流各項參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況決定采用全凝器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。總而言之，確定流程時要全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費用操作控制及安全因素。流程簡圖如下：圖11 流程簡圖——原料流量，； ——餾出液流量，；——釜液流量，； ——原料中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)； ——餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；——釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)。沈陽化工大學化工原理課程設(shè)計 第二章 精餾塔設(shè)計計算 第二章 精餾塔設(shè)計計算 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓、加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響非常大，當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，對分離有利。但當壓力太低時，對設(shè)備要求太高，設(shè)備費用增加。因此在設(shè)計時一般采用常壓蒸餾苯氯苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，較易分離，故本設(shè)計采用常壓精餾。 苯氯苯基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表21 苯氯苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子質(zhì)量沸點/℃臨界溫度/℃臨界壓力/苯6833氯苯4520表22 苯氯苯液體粘度溫度(℃)6080100120140苯氯苯表23 苯氯苯純組分飽和蒸汽壓P（)溫度(℃)8090100110120130苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760表24 苯氯苯液相密度?（kg/m3）溫度（℃）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表26苯氯苯液體表面張力溫度(℃)8085110115120131苯氯苯表25 苯氯苯氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度（℃）液相氣相8090100110120130 操作條件(表壓)；； (表壓)； ≤?！?全塔物料衡算 基礎(chǔ)計算已知：原料液 ，質(zhì)量分數(shù)，原料液中單位時間質(zhì)量 取 ⑴ 進料液、餾出液、塔釜液摩爾組成進料液摩爾組成= 餾出液摩爾組成=塔釜液摩爾組成= ⑵ 平均摩爾質(zhì)量 物料衡算進料液摩爾流量總物料衡算 ⑴易揮發(fā)組分物料衡算 ⑵聯(lián)立⑴ ⑵兩式得 物料衡算圖如圖21所示 圖21 物料衡算圖 求最小回流比及操作回流比因為q=1，所以=，由表23求即 得=所以得出= 操作溫度計算根據(jù)表25，用內(nèi)插法算得進料 ℃塔頂 ℃塔底 ℃精餾段平均溫度℃提餾段平均溫度℃ 相對揮發(fā)度的計算 ⑴ 精餾段已知：℃液相組成： 氣相組成： 精餾段相對揮發(fā)度 =精餾段相平衡方程為 ⑵ 提餾段已知：℃液相組成：氣相組成：提餾段相對揮發(fā)度提餾段相平衡方程為 塔板數(shù)的計算 理論塔板數(shù)的確定采用圖解法計算理論塔板數(shù)精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 所以操作線方程為：而，所以q線方程為 圖22 圖解法計算理論塔板數(shù)由圖22可知精餾塔內(nèi)理論塔板數(shù)為91=8塊（不包括再沸器），其中精餾段理論塔板數(shù)為3塊，提餾段理論塔板數(shù)為5塊逐板計算法計算理論塔板數(shù)：已知精餾段相平衡方程為提餾段相平衡方程為由逐板計算法算得各層塔板上的氣液組成，如表27所示 表27 各層踏板上的氣液組成表yx1234≤56789≤精餾塔內(nèi)理論塔板數(shù)為91=8塊，其中精餾段3塊，第4塊為進料板 實際塔板數(shù)的計算 ⑴ 全塔效率塔內(nèi)平均溫度℃板效率可由奧康奈爾公式其中：——塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； ——塔頂和塔底平均溫度下的液相粘度 ① 精餾段已知該溫度下的各組分粘度為：， 板效率為：精餾段實際塔板數(shù)為塊 取7塊 ② 提餾段已知板效率為：提餾段實際塔板數(shù)為塊 取11塊實際塔板數(shù)為塊全塔效率加料板位置在第八塊塔板 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 塔底操作壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由查表27，得 塔底平均摩爾質(zhì)量計算 查表27，得 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由表27知， 精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量： 平均密度的計算 ⑴ 氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段氣相平均密度為提餾段氣相平均密度為 ⑵ 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算：塔頂液相平均密度的計算：由℃，根據(jù)表24，由內(nèi)插法得 ， 進料板液相平均密度計算：由℃，根據(jù)表24，由內(nèi)插法得 ，進料板液相的質(zhì)量分數(shù)計算 塔底液相平均密度的計算：由℃，根據(jù)表24，由內(nèi)插法得 ， 精餾段液相平均密度為同理可得，提餾段液相平均密度為 液相平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平