【正文】 加熱到泡點后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。流程簡圖：圖1精餾操作流程 原料液走向圖:圖2精餾工藝流程圖 全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖 再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。本設計采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(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。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器連種不同的設置。在這里采用全凝器，可以準確的控制回流比。此次設計是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。塔板工藝計算流體力學驗算塔負荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設備計算 圖5設計思路流程圖 精餾塔的工藝設計計算及結構設計：苯——甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液（含苯）2705%（質量分數(shù)）進料溫度泡點進料塔頂產(chǎn)品（含苯）9%（質量百分數(shù)）塔底殘液（含苯）2%（質量百分數(shù)）操作壓力常壓單板壓降(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù) ======(2)平均摩爾質量=78.+()92== 78+()92= kg/kmol＝78+()92＝ kg/kmol(3)物料衡算總物料衡算 D’+W’=76000000/(30024)易揮發(fā)組分物料衡算 ’+’=76000000/(30024)聯(lián)合以上二式得：F’=D’=W’= 表1物料衡算結果項目含苯摩爾分數(shù)平均摩爾質量kg/kmol進料量/(kg/h)產(chǎn)品溜出液量/(kg/h)產(chǎn)品釜液量/(kg/h)塔頂00進料00塔釜00 表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)x0y0（1）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做yx圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖（2）求取最小回流比Rmin 因為是泡點進料，在苯和甲苯的y－x圖的對角線自點e（ ，）做垂線即為進料線（q線），該線和平衡線的交點坐標為（ ，），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標，依最小回流比計算式：Rmin＝（3） 計算平均相對揮發(fā)度表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃859095100105x0y0查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：當xD = ℃同理：xF =，℃xW =， ℃所以，tD＝ tF＝ tw＝苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即[3]表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分ABC苯甲苯計算，所得數(shù)據(jù)如下：表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂進料塔釜苯甲苯塔頂 aD=進料 aF =塔底 aW =全塔平均相對揮發(fā)度為精餾段平均相對揮發(fā)度提餾段平均相對揮發(fā)度為（4） 最佳回流比的確定Nmin＝－1＝實際回流比的確定： ，這里取R===（5） 精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負荷qn,L=Rqn,D==qn,V=(R+1)qn,D=(+1）=qn,L′=qn,L+qn,F=+=qn,V′=qn,V=精餾線操作方程。y=提餾線操作方程。y′= 用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進料板在第8圖7理論塔板數(shù)塊板，提餾段有9塊塔板（不包括再沸器）（6） 全塔效率ET根據(jù)奧康奈爾方法： ET＝[2]根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的t－x－y圖，求得塔的平均溫度為（+）/2=℃該溫度下進料液相平均黏度為： ＝+（） ＝+（）＝S所以ET＝=應指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當提高。本設計總效率設為ET =50%（7） 實際塔板數(shù)精餾段 N精＝8/＝16 取16塊提餾段 N提＝9/＝18 取18塊4. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算（1）操作壓力塔頂壓強PD＝，取每一層塔板的壓強降為，則進料壓強PF＝+16＝塔釜壓強PW＝+26＝精餾段的平均操作壓強：Pm＝（+）/2＝提餾段的平均操作壓強：Pm＝（+）/2＝116kpa（2）溫度tm由前面計算可知：tD＝ tF＝ tw＝精餾段的平均溫度 tm精== ℃提餾段的平均溫度 tm提=℃（3）平均摩爾質量Mm塔頂 ＝y(tǒng)1＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝ kg/kmol進料板 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）2＝塔釜 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝則精餾段的平均摩爾質量：＝（+）/2＝＝（+）/2＝提餾段的平均摩爾質量＝（+）/2＝＝（+）/2＝（4）平均密度①液體密度由tD=℃ pA=815kg/m179。 pB=810kg/m179。 依下式 1/＝/+/（a為質量分數(shù)）塔頂 1/＝+＝進料板，有加料板液相組成＝由tF=℃ pA=795kg/m179。 pA=792kg/m179。1/＝+（）/792 ＝ kg/由tW=℃ pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/＝+（）/781 ＝故精餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/ 提餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/②氣相密度＝＝＝ kg/＝＝＝（5） 液相表面張力＝＝+＝=+= mN/m=+= mN/m則精餾段平均表面張力為：＝（+）/2＝ mN/m＝（+）/2＝ mN/m（6）液體黏度tD=℃ μA=S μB=StF=℃ μA=S μB=STw=℃μA=S μB=S＝＝+＝=+= mpa=+= mpa則精餾段平均液相黏度＝（+）/2＝ mpa提餾段平均液相黏度 ＝（+）/2＝ mpa 表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結果項目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進料塔釜精餾段提餾段液體密度/(kg/m3）塔頂進料塔釜精餾段提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體表面張力/(dyn/cm)塔頂進料塔釜精餾段提餾段液體黏度/mpa塔頂進料塔釜