【正文】 ........................ 41 參考文獻 ................................................................... 42 4 概述 精餾單元操作的簡介 精餾是分離液體混合物 （含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，精餾過程在能量劑驅(qū)動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。本設(shè)計的題目是苯 甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。 精餾塔簡介 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進料板。 簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。 苯 甲苯混合物簡介 化工生產(chǎn)中所處理的原 料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，可用來制備染料，樹脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，同時也可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，染料，泡沫塑料，合成纖維等。 技術(shù)來源 5 目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格的計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)格的計算對于連續(xù)精餾塔時最常采用的。為此，必須具體考慮如下幾點： ； ； 3．保證安全生產(chǎn)（例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間）。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。例如組分的分離順序、塔 設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。 操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。 由于苯～甲苯物系對溫度的依賴性不強，常壓下是液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓。 6 塔底的壓力為 +N 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密 切的聯(lián)系。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。有時也可采用直接蒸汽加熱。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高 于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。其中由于蒸 餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： (１ ) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60％，為浮閥塔的 80％左右。 (３ ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右。 篩板塔的缺點是： 7 (１ ) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 (３ ) 小孔篩板容易堵塞。L （ [1]： 365P ） 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯（ mPa .s） 甲苯（ mPa .s） 表 7 常壓下苯 —— 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 9 溫度 t ℃ 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 計算過程 10 相關(guān)工藝的計算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾 質(zhì)量 AM = 78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 BM = 92kg/kmol Fx =92/?= Dx = 92/? = wx = 92/? = 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 FM =? 78+（ ） ? 92= DM =? 78+()? 92= WM =? 78+()? 92= 物料衡算 以年工作 7200 小時，年產(chǎn) 6萬噸計，進料為： 原物料處理量： F= 7200/106 7? = kmol/h 總物料衡算： =D+W 苯的物料衡算： ? =D? +W? 聯(lián)立解得： D= kmol/h W= kmol/h 最小回流比及操作回流比的確定 （ 1） 相對揮發(fā)度α 苯的沸點為 ℃，甲苯的沸點為 ℃，根據(jù)安托尼方程 [5] [ 5 ]1 2 0 6 .3 5lg 6 .0 3 22 2 0 .2 4Ap t? ?? ? （ [5]， 90 頁 安托尼方程 ） [ 5 ]1 3 4 3 .9 4lg 6 .0 7 82 1 9 .5 8Bp t? ?? ? 11 得： 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 22 2 0 . 2 4 8 0 . 1Ap ? ?? ? kpa? ? 1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 2 1 9 . 5 8 1 1 0 . 6Bp ? ?? ? kpa? ? 001 / 2 .6 4 2 2ABPP? ? ? 同理得 ? 時， kpa? ? kpa? ? 2 ?? ? ， 1 . 2 2 .6 4 2 2 2 .3 8 7 8 2 .5 1 1 8? ? ? ? ? ? ? ? （ 2） 最小回流比計算： [ 5 ]m in (1 x )1 []11DDFFxR xx?? ????? （ [5],112 頁式 946） ? ? m in m in m in 1 3 18 ( 1 3 ) 2 , 2 , [ ] 18 12 1 521 2 2 R R R R RR??? ? ? ? ? ??? ? ? 取故 精餾塔的氣、液相負(fù)荷和操作線方程 L =RD=? = V =(R+1)D=? = V? =V = kmol/h L? =V? +W=+= kmol/h 精餾段操作線方程為 y= 1?RR x+ 11?R [5]Dx = ? + =+ （ [5]， 106頁） 提餾段操作線方程為 : y? =VL?? x? [5]WWxV?= 035 .47 9 ???x =? （ [5]， 106頁） 逐板法求理論塔板數(shù) （ 1） 交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下： 12 相平衡方程變形為 x = yy ，精餾段操作線方程 y=+ 1 Dyx? = ?????相 平 衡 方 程 11 1 0 . 9 5 8 42 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 8 7 55yx? ? ? ?????相 平 衡 方 程 222 0 . 9 1 7 62 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 8 7 67yx? ? ? ?????相 平 衡 方 程 333 0 . 8 5 4 92 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 4 ? ?????相 平 衡 方 程 4 ? 5 ? ?????相 平 衡 方 程 5 ? 6 ? ?????相 平 衡 方 程 6 ? 7 ? ?????相 平 衡 方 程 7 fxx?? 因為 7x ＜ fx 精餾段理論板 n=6，第 7 塊為進料板 （ 2）交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下： 相平衡方程變形為 x = yy ，提餾段操 作線方程 y= 39。39。39。 0 . 3 4 6 52 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。 ? ? ? 39。4 ? 13 39。5 ? 39。6 ? 39。7 ? 39。 0 0/ 2 .5 1ABPP? ? ? 在 ℃時查得苯和甲苯的粘度為 = . =??苯 甲 苯0 268 ， ，則： =0 .52 12 . ( 1 212 ) 95= 809L? ? ? ? ?0 268 39。7 ? ， 39。3, 1 1 3 . 9 8 7 . 0 1 3 . 1 98 . 3 1 4 ( 2 7 3 . 1 5 1 0 0 . 7 )m v mvmmPM k g mRT? ?? ? ??? （ 2）液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算，即 由 Dt ＝ ℃，查手冊得 3381 5. 48 , 80 9. 99ABk g m k g m???? 塔頂液相的質(zhì)量分率 ? ? ，則：,1 0. 98 81 5. 48 0. 02 80 9. 99 , 81 5. 37L D m L D m k g k m ol??? ? ? 由 tF＝ ℃，查手冊得 16 3380 1. 94 , 79 9. 17ABk g m k g m???? 進料板液相的質(zhì)量分率 0 .4 5 4 8 7 8 0 .4 10 .4 5 4 8 7 8 ( 1 0 .4 5 4 8 ) 9 2A? ???? ? ? ? ,1 0. 41 80 1. 94 0. 59 / 79 9. 17 , 80 0. 30L F m L F m k g k m ol??? ? ? 由 tw＝ ℃，查手冊得 3377 6. 66 , 77 8. 99ABk g m k g m???? 塔底液相的質(zhì)量分率 0 . 0 1 4 4 7 8 0 . 0 1 2 20 . 0 1 4 4 7 8 ( 1 0 . 0 1 4 4 ) 9 2A? ???? ? ? ? ,1 0 .0 1 2 2 / 7 7 6 .6 6 ( 1 0 .0 1 2 2 ) / 7 7 8 .9 9 , 7 7 8 .9 6L wm L wm k g k m o l??? ? ? ? , 8 1 5 . 3 7 8 0 0 . 3 0 8 0 7 . 8 42Lm k g k m o l? ??? 39。 s, B? = mPa s （ 2）進料板液相平均粘度的計算 由 ? ℃代入方程得 : A? = s ,l g 0. 45 48 l g 0. 28 ( 1 0. 45 48 ) l g 0. 28Lm? ? ? ? ? ?解出 ,Lm? = mPa s, B? = mPa s （ 4）精餾段液相平均粘度為： ,Lm? =(+)/2= s 精餾塔的主要工藝尺寸的計算 塔內(nèi) 氣液負(fù)荷的計算 精餾段： ? ?1 ( 2 .4 2 1 ) 5 0 .4 5 1 7 2 .5 4 /V R D Km o l h? ? ? ? ? ? 31 7 2 .5 4 8 0 .3 8 1 .3 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 .8 4VmSvmVMV m s?? ?? ? ?? 2 50 .45 12 9 /L RD K mol h? ? ? ? 31 2 2 . 0 9 8 2 . 1 1 0 . 0 0 3 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 7 . 8 4LmLmLMLs m s? ?? ? ?? 30. 00 34 36 00 12 .2 4 /hL m h? ? ? 提餾段： 39。31 7 2 . 5 4 8 7 . 0 1 1 . 3 1 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 1 9VmSvmVMV m s?? ?? ? ?? 39。32 2 0 . 4 8 8 8 . 7 2 0 . 0 0 6 9 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 8 9 . 6 3LmLmLML s m s? ?? ? ?? 0. 00 69 36 00 24 .8 4 /hL m h? ? ? 塔徑的計