苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計書-文庫吧
2025-07-19 07:30 本頁面
【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(shè)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(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)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(shè)置。在這里采用全凝器，可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)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(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)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(xué)驗算塔負荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算 圖5設(shè)計思路流程圖 精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計：苯——甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液（含苯）2705%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）進料溫度泡點進料塔頂產(chǎn)品（含苯）9%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）塔底殘液（含苯）2%（質(zhì)量百分?jǐn)?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?jǐn)?shù) ======(2)平均摩爾質(zhì)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(jié)果項目含苯摩爾分?jǐn)?shù)平均摩爾質(zhì)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(biāo)為（ ，），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點坐標(biāo)，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(dāng)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(yīng)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(guān)聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當(dāng)提高。本設(shè)計總效率設(shè)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(zhì)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(zhì)量：＝（+）/2＝＝（+）/2＝提餾段的平均摩爾質(zhì)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(zhì)量分?jǐn)?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(jié)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
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