【文章內(nèi)容簡介】 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，流程中還項目 方式 壓力 加料狀態(tài) 加熱方式 回流比 冷凝器 冷卻介質(zhì) 板式塔 選 取 連續(xù)精餾 常壓 冷液 間 接蒸汽 min)2~( RR ? 全凝器 自來水 浮閥塔 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 6 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。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。 2 精餾塔工藝設(shè)計 表 1 正庚烷和正辛烷的物理性質(zhì) 項目 分子式 分子量 沸點 /176。 C 臨界溫度 /176。 C 臨界壓強 /kPa 正庚烷 C7H16 1620 正辛烷 C8H18 296 2510 、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 正庚烷 的摩爾質(zhì)量為： 正辛烷 的摩爾質(zhì)量為： 計算原料液在塔頂，進料板，塔釜處的摩爾分數(shù)（以正庚烷為例） 原料正庚烷組成： xF= ?? 70/ 3230/ 0530/ 塔頂組成： xD= ?? 4/ 3296/ 100. 20596/ 100. 塔頂組成： wX = 96/ 24/ ? = ????? BFAFF MxMxM ）（ 1 m o l1 0 0 . 6 0 k g / k1 1 4 . 2 3 2)0 . 3 31(1 0 0 . 2 0 ????? ????? BDADD MxMxM ）（ 1 m o l1 0 0 . 7 7 k g / k1 1 4 . 2 3 2)(1 0 0 . 2 0 ????? ????? BWAWW MxMxM ）（ 1 m o l1 1 3 . 5 3 k g / k1 1 4 . 2 3 2)(1 0 0 . 2 0 ????? 物料衡算 原料液處理量： hkm ol113 .40100 .205792 0 10900 00 3 ?? ??F 總物料衡算??? ???????WDF xWxDxFWDF ??? ??? h/78. 51km ol h/34. 89km olD 理論板層數(shù) NT的求取 a． 相對揮發(fā)度的計算 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 7 T=℃時， PA= ， PB=。 α 1= PA/ PB=T=℃時， PA= ， PB=。 α 2= PA/ PB= 則 α =sqrt（α 1α 2） = b． 平衡線方程求算 汽液相平衡方程： y=α *x/[1+(α 1)x]=(1+) x=y/[α (α 1)x]=y/() q 線方程的計算 計算 q 值，原料液的汽化熱為 mr =336+335=（ kJ/mol） 時 的泡點溫度為 119176。 C 平均溫度 = C??? 84 .52 5011 9 比熱容：正庚烷 )/( CkgKJ ?? 正辛烷 )/( CkgKJ ?? 故原料液 平均比熱容為 3 1 0 ??????PC = )/( CkgKJ ?? )50119( ???????? m mP r rtC ????q q 線方程： 11y ???? qxxqq F ?? x 塔板數(shù)的確定 (1)理論塔板層數(shù) NT 正庚烷 正辛烷屬于理想物系，采用圖解法求理論塔板數(shù) ①由設(shè)計手冊查得正庚烷 正辛烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 xy 圖。 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 8 圖 2 圖解法求理論板層數(shù) 在圖上做操作線，由點（ ,）起在平衡線與操作線間畫階梯，直到階梯與平衡線交點小于 為止。由此得到理論板 NT=20 塊（ 不 含再沸器）。其中，精餾段 10塊，提餾段 10 塊（含進料板）。第 11 塊為 進料板。 ②求最小回流比 (Rmin)及操作回流比 (R) 最小回流比及其操作回流比的求解： 聯(lián)立 q 線方程和相平衡方程解得交點坐標為 ?q ， ?q inRm in ?????qDqD xx yx 帶入數(shù)據(jù)得 ? 取操作回流比為： R== = ?精餾塔的氣、液相負荷 L=R D= =V=(R+1) D= =L’ =L+qF=+=V’=V+（ q1） F= ④操作線方程 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 9 精餾段、提餾段操作線方程 精餾段操作線： 111 ??????? nDnn xRxxR Ry 提餾段操作線： 1 ??????? ??? mWmm xWqFL WxxWqFL qFLy ⑤圖解法求理論塔板數(shù) 由圖可知： 理論塔板數(shù)： 20 精餾段塔板數(shù)： 10 提餾段塔板數(shù)： 10 由奧康內(nèi)爾精餾全塔板效率關(guān)聯(lián)圖可得： αμ L= 全塔板效率 Eo= 理論板層數(shù) NT的求取 精餾段實際塔板數(shù) N 精 =10/59%=17 塊 提餾段實際塔板數(shù) N 提 =10/59%=17 塊 操作壓 力的計算 設(shè)每層塔壓降：△ P=（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在 ~）（新疆地區(qū) 取吐魯番地區(qū)大氣壓強 ） 進料板壓力： PF=+10 = (KPa) 精餾段平均壓力： Pm=(+)/2=(KPa) 塔釜板壓力： PW=+19 =(KPa) 提餾段平均壓力： Pm’=(+)/2=(KPa) 查表⑴可 得 以 下 為實驗數(shù)據(jù)，也可用安托尼 (Antoine)公式計算： 表 2 A、 B、 C取值 溫度 /176。 C A B C 正庚烷 正辛烷 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 10 表 3 常壓下正庚烷 正辛烷的氣液平衡與溫度的關(guān)系 C7H16 的 安托尼方程： lgPAO=(tA+) C8H18的安托尼方程： lgPBO=(tB+) 塔頂： x= ,y= )1( )1(00 ???? yx xyPpBA 待求的溫度 t 就是 PAO/PBO= 時的溫度，用試差法計算 假設(shè) t=115℃，求得 PAO= (KPa) ， PBO= (KPa)， 74 .616 900 ??BAPp 假設(shè) t=110℃，求得 PAO=(KPa) ， PBO=(KPa)， 0 ??BAPp 用比例內(nèi)插法求 PAO/PBO= 時的溫度 t， 100t ?? 解得 t=176。 C 所以 塔頂溫度 tD=℃ 同理可得 進料板溫度 tF=℃ 塔釜溫度 tW=℃ 精餾段平均溫度 tm=(+)/2= (℃ ) 提餾段平均溫度 t’m=(+)/2=(℃ ) 平均摩爾質(zhì)量的計算 a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 xD=y1= ， x1= 溫度 /176。 C 105 110 115 120 正庚烷（ g） yA 0 正辛烷（ l） xA 0 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 11 MVDm= +() = MLDm= +() =b. 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由 yF=， x1= MVFm= +() = MLFm= +() = c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 由 y1’= ， x1’= M’VWm= +() =M’LWm= +() =d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm=+)/2=MLm=(+)/2=e. 提餾段平均摩爾質(zhì)量 M’Vm=(+)/2=M’Lm=(+)/2= 平均密度的計算 表 4 液體密度 (Kg/m3) 溫度 /176。 C 20 40 60 80 100 120 140 正庚烷 正辛烷 a. 精餾段平均密度的計算 Ⅰ 氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得 ρ Vm=PmMvw/RTm=( )/[ (+)]=Ⅱ 液相 查 tD=℃時 ρ A＝ tF=℃時 ρ A＝ 塔頂液相的質(zhì)量分率 α A=( )/( + )= ρ LDm=1/(+)=河西學院化學化工學院課程設(shè)計 12 進料板液相的質(zhì)量分率 α A=( )/( + )= ρ LFm=1/(+)=精餾段液相平均密度為 ρ Lm=(+)/2=b. 提餾段平均密度的計算 Ⅰ 氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得 ρ ’Vm=PmMvw/RTm=( )/[(+)]=Ⅱ 液相 查 tw=℃時 ,ρ A＝ ,ρ B=α A=( )/( +)= ρ ’Lwm=1/(+)=提餾段平均密度 ρ ’Lm=(+)/2= 表 5 液體表面粘度 (103 Pa s) 溫度 /176。 C 20 40 60 80 100 120 140 正庚烷 正辛烷 液相平均粘度依下式計算 即 lgμ Lm=∑ xilgμ i a．塔頂液相平均粘度的計算 由 tD=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LDm=()+() = μ LDm= b．進料板平均粘度的計算 由 tF=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LFm=()+() = μ LFm= 精餾段平均粘度 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 13 μ Lm=(+)/2= c．塔底液相平均粘度的計算 由 tW=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LWm=()+() = μ LWm= 提餾段平均粘度 μ L’m=(+)/2= 表面張力的計算 表 6 液體表面張力 (103N/m) 溫度 /176。 C 20 40 60 80 100 120 140 正庚烷 正辛烷 液相平均表面張力依下式計算 即 σ Lm=∑ xiσ i a. 塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD=℃查⑵得 σ A=σ LDm= + =b. 進料板液相平均表面張力的計算 由 tF=℃查⑵得 σ A=σ LFM= + =c. 塔底液相平均表面張力的計算 由 tW=℃查⑵得 σ A=σ LWm= + =精餾段液相平均表面張力 σ Lm=(+)/2=提餾段液相平均表面張力 σ ’Lm=(+)/2=河西學院化學化工學院課程設(shè)計 14 由上面可知精餾段 L=， V=a． 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 VS=VMVm/3600ρ Vm=( )/(3600 )=LS=LMLm/3600ρ Lm=( )/(3600 )=max LVVuC?????式中，負荷因子 20 )( ?CC ?由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得 C20再求 圖的橫坐標為 Flv= (LS / VS)(ρ l/ρ v)= 取板間距， HT=,板上清液層高度 取 hL=，則 HThL= 圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖 由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20= 氣體負荷因子 C= C20( σ /20)= Umax= 取安 全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U===uVsD ? = 河西學院化學化工學院課程設(shè)計 15 按標準塔徑圓整后為 D= 塔截面積為 At== 實際空塔氣速為 U 實際 =U 實際 / Umax=(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求 ) 由上面可知提餾段 L’=， V’=a．提餾段塔徑的計算 提餾段的氣、液相體積流率為： V’S=V’MVm/3600ρ ’Vm=( )/(3600 )=L’S=L’MLm/3600ρ ’Lm=( )/(3600 )=m ax LVVuC?????式中，負荷因子 20 )( ?CC ?由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得 C20再求 圖的橫坐標為 Flv=(LS / VS)(ρ l/ρ v)= 取板間距， HT=， 板上清液層高度 取 hL=， 則 HThL= m 由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20= 氣體負荷因子 C= C20( σ /20)= Umax=取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U===uVsD ?= 按標準塔徑圓整后為 D= 塔截面積為 At== 實際空塔氣速為 U 實際 =U 實際 / Um