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1、.专业整理.1设计任务及操作条件1.1工艺条件及数据（1）原料液含苯42（质量分率，下同）；（2）馏出液含苯98，残液含甲苯97；（3）泡点进料；（4）料液可视为理想溶液；（5）生产能力：13000t/year 年开工7200小时。（6）塔板类型：浮阀塔板1.2操作条件（1）常压操作；（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；（3）塔顶压力 4kPa（表压）；（4）单板压降 0.7kPa；（5）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；（6）冷却水进口温度300C，出口温度450C；（7）设备热损失为加热蒸汽供热量的5。2厂址厂址为长沙地区。3设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
2、对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 表1 苯-甲苯汽液平衡苯，%（重量）温度液体中气体中0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.
3、395.097.981.2100.0100.080.2 4主要工艺计算 4.1精馏塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 Mb=92.13kg/kmol XF=0.461XD= =0.983XW= =0.035 图1精馏塔工艺流程图(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.46178.11+（1-0.461）92.13=85.67kg/kmolMD=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35kg/kmolMW=0.03578.11+（1-0.035）92.13=91.64kg/kmol(3)
4、物料衡算原料处理量 F=21.08kmol/h总物料衡算 21.08=D+W苯物料衡算21.080.461=0.983D+0.035W联立解得:D=9.47kmol/h W=11.61kmol/h 表2物料衡算表进料出料项目数量（kmol/h）项目数量（kmol/h）进料F合计21.0821.08产品D塔底出量W合计9.4711.6121.08 4.2塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取 苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图 见图2求最小回流比及操作回流比 图2图解法求理论塔数示意图采用作图法求最小回流比。在图二的对角线上，自点e（0
5、.461，0.461）处作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.682 xq=0.461故最小回流比为 Rmin=1.36取操作回流比为 R=2Rmin=2.72求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=2.729.47=25.76kmol/h V=（R+1）D=（2.72+1）9.47=35.23kmol/h L=L+F=25.76+21.06=46.84kmol/h V=V=35.23kmol/h求操作线方程 精馏段操作线方程为 y=+xD=+=0.731x+0.264 提馏段操作线方程为y=-=1.33x-0.0115图解法求理论塔板数 采用图解法求理论板层数,如图2所示
6、,求解结果为总理论板层数 NT=12.5进料板位置 NF=7(2)实际板层数的求取 操作压力的计算塔顶操作压力:PD=101.325+4=105.325KPa每层塔板压降:PF=0.7KPa进料板压力:PF=105.3+0.712=113.7KPa精馏段平均压力:Pm=0.5(105.3+113.7)=109.5KPa操作温度计算由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程计算，计算所得数据列入表3 表3试差法求塔顶温度和进料板温度数据表t（）Pa（kPa）Pb（kPa）xt（）Pa（kPa）Pa（kPa）x80100.896438.823071.07094
7、291139.932855.999240.58737881104.043940.182241.01966992143.991757.82130.55098681.7106.292541.156280.98476293148.141259.690410.51564981.75106.454641.226570.98229994152.382861.607440.48132681.73106.389841.198440.98328494.60154.972662.781020.46120381.8106.616941.296960.9798494.61155.01662.800720.460878
8、2107.267841.57950.97004394.62155.059562.820440.46053883110.569443.015620.92199794.7155.407562.978330.45788284113.9544.491390.87546695156.717963.573250.44797885117.410846.00760.83038996161.147765.588730.41556886120.953147.565030.78670897165.673767.654760.38406187124.578249.164510.74436898170.297269.7
9、72230.35342288128.287450.806840.70331499175.019671.942060.3236289132.08252.492850.663497100179.842374.165140.29462290135.963454.223370.624867塔顶温度: 平衡数据可查得:XD=0.983时,tD=81.73进料板温度:从平衡数据可查得:XF=0.461时, tF=94.6精馏段平均温度：tm=（81.73+94.6）/2=88.16平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 xD=y1=0.983,查平衡曲线得到： x1=0.9398气相 MVDM=0.983
10、78.11+(1-0.983)92.13=78.35/kmol液相 MLDM=0.94078.11+（1-0.940）92.13=78.95/kmol 进料板平均摩尔质量计算由气液平衡相图可知:yF=0.633时，xF=0.416 气相 MVFM=0.63378.11+(1-0.633)92.13=83.26/kmol液相 MLFM=0.41678.11+(1-0.416)92.13=86.30/kmol精馏段平均摩尔质量气相 MVM= (78.35+83.26)/2=80.81/kmol液相 MLM= (78.95+86.30)/2=82.63/kmol平均密度的计算气相平均密度V=2.95
11、kg/m3液相平均密度LM=塔顶:因为 T塔顶=81.73，查表A=813.2/m3， B=808.3/m3代入上式LDM=813.1/m3进料板: 因为x进料板=0.416，由手册查得：T进料板=94.6时 A=798.5/m3，B=801.8/m3 进料板液相的质量分率 aA=0.377LFm=800.6/m3精馏段液相平均密度：L= (LDM+LFM)/2= (813.1+800.6)/2=806.85/m3表面张力的计算由公式m=分别进行计算塔顶由Td=81.73查手册得：A =21.4mNm-1 B=21.7mNm-1 m顶=0.98321.4+0.0721.7=21.41mN/m进
12、料板由TF=94.6 ，查手册得：A =19.7 mNm-1 B=20.9 mNm-1m进=0.41619.7+0.58420.9=20.40 mN/m精馏段液相平均表面张力为：m精=20.91mN/m液体平均粘度的计算液体平均粘度的计算公式lgLm塔顶由tp=81.73,查手册得A=0.310mPas ； B=0.315mPaslgLDm0.983lg(0.310)+(10.983)lg(0.315)得 LDm0.310 mPas进料板T进料板=94.6,查手册得A=0.264mPas ； B=0.289mPas得 LFm0.278 mPas精馏段液体平均粘度LDM =0.5(0.3100.
13、278)0.294 mPas已知平均温度和黏度,对于理想物系在tm=88.16时，=2.47,且LDM0.294 mPas全塔效率可用Oconnell法算出:ET=0.49(2.470.294)-0.245=52.9%实际板NP=25块精馏段NP=12块 提馏段NP=13块4.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算VS=0.293m3/sLS=0.000733 m3/s可得：Lh=Ls3600=2.6388m3/hVh=Vs3600=1054.8 m3/h（1）塔径的计算()1/2= ()1/2=0.0414取HT=0.35m,取板上清液hL=0.06m,则HT-hL=0.29m查史密斯关联图得：C20=0.063C=C20()0.2=0.063()0.2=0.0636umax=C=0.0636=1.05m/s
