苯-甲苯混合液精餾塔設計化工原理課程設計(編輯修改稿)
2025-07-26 16:03 本頁面
【文章內容簡介】 因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。 確定設計方案的原則本課程設計的設計內容是分離苯甲苯混合液。是依據(jù)實際生產情況加以一定程度的簡化而提出的。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，操作回流比采用最小回流比的 倍。 料液及塔頂塔底產品含苯摩爾分率 平均分子量 物料衡算原料處理量: 總物料衡算：易揮發(fā)組分的物料衡算： 聯(lián)立代入數(shù)據(jù)，解得： 塔板數(shù)的確定 理論塔板數(shù) NT的求取苯、甲苯屬理想物系，可采用 NT。 根據(jù)苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作 yx 圖（即圖 1）及 txy 圖（即圖 2） 圖 1 yx 關系圖圖 2 txy關系圖 求最小回流比 及操作回流比 在圖 1 中對角線自點(,)作垂線即進料線（q 線），該線與平衡線交點坐標為：（，），是最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。適宜操作回流比： 求理論塔板數(shù) NT精餾段操作線為: 按常規(guī) ：NT=(151)塊（不包括釜）。其中，精餾段理論塔板數(shù)為6塊，提餾段理論塔板數(shù)為8塊（不包括釜），第7塊為加料板。塔內溫度的計算：采用內差法計算塔內的溫度1）塔頂在圖二中（，）（，）兩點之間可以看作為直線，設此線方程為t=kx+b,代入值解得k=，b=所以t=+，當時，2）塔底在圖二中（，）（，）兩點之間可以看作為直線，設此線方程為t=kx+b,代入值解得k=56，b=所以t=56x+，當x=，t=℃3）進料在圖二中（，）（，）兩點之間可以看作為直線，設此線方程為t=kx+b,代入值解得k=，b=所以t=+，當時，℃所以全塔的平均溫度：℃ 全塔效率 ET依下式：℃，根據(jù)液體粘度共線圖查得，℃下相平均粘度為： 實際塔板數(shù) N精餾段：NJ=6/=，取12層提餾段：NQ=8/=，取16層 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算： 操作壓強 Pm塔頂壓強PD=40+=,取每層塔板壓降Δp=,則進料板壓強PF=+12=精餾段平均操作壓強： 溫度tm塔頂： 進料：則精餾段平均溫度：℃ 平均分子量塔頂 xD=y1= X1=進料板 yF= XF=則精餾段平均分子量: 平均密度ρm 液相密度ρLm依下式: (為質量分數(shù))塔頂: 進料板，由加料板液相組成 XA=故精餾段液相平均密度 氣相密度Vm 液體表面張力σm頂部 進料 則精餾段平均表面張力為： 液體粘度μLm頂部 進料 則精餾段平均液體粘度 精餾段氣液負荷計算 第四章．塔和塔板主要工藝尺寸計算 D塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘涷炾P系選取初選板間距，取板上液層高度。表 1 板間距與塔徑的關系塔徑DT，m～～～～～板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600精餾段：查史密斯關聯(lián)圖 得C20=；依式 時，按標準,。 溢流裝置采用單溢流、弓型降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設進口堰。各項計算如下。 溢流堰長lW因塔徑D＝，=（～）D，取堰長為=== m查液流收縮系數(shù)圖得 E=，則m故由 查圖8—17得，由下式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）取液體通過降液管底隙的流速 精餾段：取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 孔區(qū)面積取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,，故孔中心距依式計算塔板上的篩孔數(shù)依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 塔有效高度（精餾段）Z=(121)
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