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1、化工原理课程设计- 1 -设计题目 一台分离苯和乙苯双组分均相混合液常压(1atm)连续精馏浮阀塔3.主要基础数据表 1.苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯 AC6H6781180128856833.4乙苯 BC8H101061613623485743077 饱和蒸汽压为 P*苯和乙苯的饱和蒸汽压可用 Antoire 方程计算 即P*=A-其中 P* 单位CTB 为 mmHg,T 单位为 K 表 2.组分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95表 3.苯和乙苯在某些温度下的表面张力 （mN/m）t/204060801
2、00120140mN/m28.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82表 4.苯和乙苯在某些温度下的粘度(mpas)t/020406080100120140L 苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184L 乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表 5.苯和乙苯的液相密度 L（kg/m3）t/20406080100120140L 苯8774857383668150792576897441L 乙苯8677849883
3、188136795277627567表 6.液体气化热 （kj/kg）t/20406080100120140化工原理课程设计- 2 -苯43114200407.7394.1379.3363.2345.5乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表 7.不同塔径的板间距塔径 D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距 Ht/mm200-300250-350300-450350-600400-6004.设计方案的确定及工艺流程说明本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精
4、馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：1：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。2：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 3：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 5：结构简单，造价低，安装检修方便。 6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 浮阀塔的优点是： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔
5、面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高 20%30%。 化工原理课程设计- 3 -但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上） ，所以一般采用不锈钢做成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定
6、限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。流程示意图 ： 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐乙苯回流原料原料罐原料预热器精馏塔回流再沸器 塔底产品冷却器苯的储罐乙苯 5.工艺计算及主体设备设计.5.1.物料衡算及塔板数的确定5.1.1 全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+Wxw原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率:苯的摩尔质量:MA=78.11 kg/kmol乙苯的摩尔质量:MB=106.16 kg/kmol原料液及塔顶，塔底产品的平
7、均摩尔质量MF=0.55978.11+(1-0.559)106.16=90.48 kg/kmolMD=0.99278.11+(1-0.992)106.16=78.33 kg/kmolMW=0.02778.11+(1-0.027) 106.16=105.40 kg/kmolxF=0.559 kmol/h0.48 78.11 0.48 78.11+0.52 106.16xD =0.992 kmol/h0.99 78.11 0.99 78.11+0.01 106.16=化工原理课程设计- 4 -xW=0.027 kmol/h 0.02 78.110.002 +0.98106.16XF、XD、XW原料
8、产品、残液的摩尔分数因为 F= +=17.670kmol/h 代入物料衡算1600 0.48 78.111600 0.52 106.16可知 D=9.741kmol/hW=F-D=17.670-9.741=7.929kmol/h5.1.2 相对挥发度 a 的计算苯和乙苯在某些温度 t 下蒸汽压 PA,PB及所对应的 ，对于理想溶液=PA/PB表 8 t0 AP0 BP xy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.126 5.540.6350.90696161.329.9 5.390.5410.8
9、6410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300相对挥发度可取表中 x=0(=4.33)和 x=1(=6.01)时的 的几何平均值= =5.1014.33 6.01化工原理课程设计
10、- 5 -5.1.3.平衡线，q 线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定平衡线方程：y= =x 1 + ( - 1)x5.101x 1 + 4.101xq 线方程：x=0.559 而 Rmin=0.4101 1(1 )1 取 R=1.15Rmin=1.5 0.410 = 0.615精馏段质量流量：液相 L(s)=RD=0.6159.741=5.991kmol/h气相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.6159.741=15.732kmol/h提馏段质量流量：液相 L=L+qF=5.991+117.670 =23.66 kmol/h汽相 V=V=15.732kmol/h精馏段操作线方程: y
11、=+=x+=0.3808x+0.614R (R + 1)x + 10.615 1.6150.992 1.615由于提馏段操作线方程 y=VwxxVLw 则提馏段操作线方程为 y=1.504 x-0.01365.1.4 塔板数的计算Nmin=lg(1 )(1 )(0.992 1 0.9921 0.027 0.027)5.101= 5.158应用吉科兰关联求理论板数 NX= + 1=0.615 0.410 0.615 + 1= 0.127Y=0.75=0.517(1 0.567)= 0.75 (1 0.1270.567)由=Y + 1N=块+ 1 =5.158 + 0.517 1 0.517= 1
12、1.75先求精馏段的最少理论板数 Nmin，1化工原理课程设计- 6 -Nmin，=1=2.627(0.992 1 0.9921 0.559 0.559)5.723N1= Nmin，*N/ Nmin=2.627*11.75/5.158=5.985故提馏段理论板数 N2=N-N1=11.75-5.985=5.765根据表 8 作 t-x-y 图，由 xD=0.992 xw=0.0270.00.20.40.60.81.08090100110120130140t Axis TitleX Axis TitleBD查得塔顶温度 tD=82.50c,塔底温度 tw=129.50c,进料温度 tF=94.5
13、0c全塔平均温度 tm = =102.20c+ + 382.5 + 94.5 + 129.5 3=在温度 tm下查液体黏度共线图得 苯=0.235mpas 乙苯=0.310mpas因为 L=xiLiLf =0.5590.235+(1-0.559)0.310=0.268 mPas全塔液体的平均粘度:Lm=(0.2728+0.235+0.310)/3=0.271 mPas全塔效率 ET=0.49(aL)-0.245=(0.491)/(5.1970.2726)0.245=0.4526实际塔板数:N1p=5.985/0.4526=13.22 取 14 块N2p=5.765/0.4526=12.74 取
14、 13 块(含塔釜)故实际塔板数 N实=14+13=27进料板在第 14 快。5.2 塔主体尺寸的计算由公式 =A+BT+CT2+DT3 +ET4 其中 T 单位为 K，其中常数为化工原理课程设计- 7 -ABCDE苯1114.71-2.46925510-5.7533510-31.4180210-5-1.3339310-8乙苯1166.29-1.358891.8101810-3-2.2449610-6由此计算得：tD=82.5tF=94.5 tW=129.5苯密度 /m3813.681794.029754.545乙苯密度 /m3812.821796.517764.0705.2.1 精馏段的体积
15、流量MD=78.33kg/mol,查得 82.5 苯=813.681kg/mol 乙苯=812.821kg/mol则 L=xD苯+(1-xD)乙苯=813.681 0.992+812.8210.008=877.32kg/m3G= =101.3 78.33 8.314 355.65= 2.68/3VG= m3.s-1 3600=15.732 78.33 3600 2.68= 0.128VL =m3.s-1 36005.991 78.33 3600 877.32= 1.486 10 45.2.2 提馏段的体积流量液相平均摩尔质量:Mw=105.40kgkmol-1塔底温度 tm=129.5 查得 苯=754.545kg/m3乙苯=764.07 kg/m3l
