分离苯和甲苯系统的板式精馏塔设计书

分离苯 和 甲苯系统的板式精馏塔设计 书 设计题目 分离苯 甲苯系统的板式精馏塔设计 设计条件 分离物系：苯和甲苯 原料状态：量分率） 分离要求： 质量分率） 设计能力： 1000 /kg h 操作压力：自定 操作方式：连续生产，每年 300 天，每天 24 小时运行 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 北京理工大学本科生课程设计 2 / 58 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 北京理工大学本科生课程设计 3 / 58 2. 设计条件及设计方案说明 精馏原理 精馏是利用混合液中两种液体的沸点差异来分离两种液体的过程。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏 塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 塔板形式 泡罩塔板上由于有升气管，即使在很低的气速下操作，也不至于产生严重的漏液现象，当气液负荷有较大 波动时，仍能保持稳定操作，塔板效率不变，即操作弹性较大；塔板不易堵塞，适用于处理各种物料。其缺点是结构复杂、造价高；气体流径曲折，塔板压降大，生产能力及板效率较低。 筛板塔的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹北京理工大学本科生课程设计 4 / 58 入液层，气液接触时间长，故塔板效率高。其缺点是 处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 本次设计采用浮阀精馏塔。其优点为： 于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20% 40%，与筛板塔接近。 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。 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%。 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%。 操作压力 操作总压强提高，溶质气体分压亦提高，加大吸收过程的推动力，减少吸收剂的单位耗用量，有利于吸收操作，但能耗及设备材料等将增加，真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用也会增加。如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操 作。操作压力大于 能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。综上所述，根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，此处选择在常压下操作。 进料状态 塔板上的液体和蒸汽都是饱和状态，不同的进料热状态，对精馏段和提馏段的下降液体量及上升蒸汽量会有明显的影响，当进料组成进北京理工大学本科生课程设计 5 / 58 料温度从高到低，可以有五种进料状态 ，不同进料热状态的 q 值不同，故称 q 为进料热状态参数。此五种状态为温度低于泡点的冷液体（ 1q ），泡点温度下的饱和液体（ 1q )，温度介于泡点和露点之间的气液混合物（ 01q )，露点下的饱和蒸气（ 0q )，温度高于露点的过热蒸气（ 0q )。 q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D 和进料量 F 的比值 /于低温精馏，不论 /用较高的 q 值为经济；对于高温精馏，当 /q 值，当 /本次设计中，为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料。 加热方式 常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气两种，其中饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂，其冷凝时的传 热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控制加热温度。而烟道气燃烧所排放的温度可达 100 200 ，适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。除此之外，还可根据工厂的具体情况，采用热水或热空气作为加热剂。在本次设计中，要根据混合液体的沸点准确分离两种液体，故采用蒸汽加热，蒸汽加热又可分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。 设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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冷却后北京理工大学本科生课程设计 6 / 58 送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比 。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 工艺流程简图 根据上面讨 论的信息，绘制出工艺流程简图如下： 图 2苯 甲苯精馏工艺流程图 北京理工大学本科生课程设计 7 / 58 3. 物料衡算和能量衡算 原始数据 已知参数 苯、甲苯混合液处理量 : 1 0 0 0 /F kg h 回流比 R ： 1.7 进料热状况：泡点进料（ 1q ） 精馏塔塔顶压强： 4表压） 饱和水蒸气压力： 表压） 混合液体中苯的组成为：苯质量分率） 塔底釜液含甲苯量： 甲苯质量分率） 苯和甲苯的物理性质 表 3苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点（ K） 临界温度 临界压强 A 甲苯 B 3苯 甲苯汽 液平衡数据 沸点 / 液相中苯的摩 尔分率 x 汽相中苯的摩 尔分率y 沸点 / 液相中苯的摩尔 分率 x 汽相中苯的摩 尔分率y 京理工大学本科生课程设计 8 / 58 表 3苯、甲苯液体黏度L温度 / 80 90 100 110 120 L苯 / s 甲苯 / s 3苯、甲苯的液相密度L 温度 / 80 90 100 110 120 L苯 / 3kg m 815 甲苯 / 3kg m 810 3苯、甲苯的液相汽化热 温度 / 80 90 100 110 120 苯 / 1kJ 甲苯 / 1kJ 3苯、甲苯液体表面张力 温度 / 80 90 100 110 120 苯 / 1mN m 甲苯 / 1mN m 北京理工大学本科生课程设计 9 / 58 物料衡算 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 17 8 . 1 1 AM k g k m o l 甲苯的摩尔质量 19 2 . 1 3 BM k g k m o l 原料中苯的摩尔分率 4 1 / 7 8 . 1 1 0 . 4 5 04 1 / 7 8 . 1 1 5 9 / 9 2 . 1 3 6 / 7 8 . 1 1 0 . 9 5 99 6 / 7 8 . 1 1 4 . 9 / 9 2 . 1 3 . 9 / 9 2 . 1 3 0 . 0 4 1 59 6 / 7 8 . 1 1 4 . 9 / 9 2 . 1 3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液平均摩尔质量 ) 7 8 . 1 1 0 . 4 5 0 9 2 . 1 3 (1 0 . 4 5 0 ) 8 5 . 8 2 1 F A F B x M x k g k m o l 塔顶产品的平均摩尔质量 ) 7 8 . 1 1 0 . 9 5 9 9 2 . 1 3 (1 0 . 9 5 9 ) 7 8 . 6 8 5 D A D B x M x k g k m o l 塔底产品的平均摩尔质量 1(1 ) 7 8 . 1 1 0 . 0 4 1 5 9 2 . 1 3 (1 0 . 0 4 1 5 ) 9 1 . 5 4 8 W A W B x M x k g k m o l 全塔物料衡算 原料处理量： 111000 1 1 . 6 5 28 5 . 8 2 1 F k m o l h k m o l 10 / 58 总物料衡算式： 1 1 2 苯物料衡算： 1 1 . 6 5 2 0 . 4 5 0 0 . 9 5 9 0 . 0 4 1 5 联合解得： 15 . 1 8 8 D k m o l h， 16 . 4 6 4 W k m o l h 理论塔板数 塔温的确定 塔顶组成： x ， 查表得塔顶温度为 8 2 料组成： x ， 查表得进料温度为 9 2 釜组成： 0 . 0 1 1 0 9 . 9 10 . 0 3 0 . 0 1 1 0 8 . 7 9 1 0 9 . 9 1 0 1 5 解得 1 0 8 馏段的平均温度： 8 2 . 2 5 9 2 . 6 9 8 7 . 4 722 馏段的平均温度： 9 2 . 6 9 1 0 8 . 1 5 1 0 0 . 4 222 求平均相对挥发度 全塔平均相对挥发度：取塔顶及塔釜 的平均值。 由上算得塔顶温度为 ，塔釜温度为 ，查得的安托因常数： 表 3苯、甲苯的安托因常数 组分 A B C 苯 苯 顶： 1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 5 2 . 0 3 4t C 8 2 . 2 5 2 2 0 . 7 9 苯o 11 / 58 1 3 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 4 1 . 6 2 3t C 8 2 . 2 5 2 1 9 . 4 8 2 甲 苯o 顶的相对挥发度为 2 . 5 8苯甲 苯oD 釜： 1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 5 2 . 3 4 9t C 1 0 8 . 1 5 2 2 0 . 7 9 苯o 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 4 1 . 9 7 5t C 1 0 8 . 1 5 2 1 9 . 4 8 2 甲 苯o 釜的相对挥发度为 2 . 3 7苯甲 苯oW 料处： 1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 5 2 . 1 6 7t C 9 2 . 6 9 2 2 0 . 7 9 苯o 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 4 1 . 7 7 2t C 9 2 . 6 9 2 1 9 . 4 8 2 甲 苯o 料处相对挥发度为 2 . 4 8苯甲 苯oF 此全塔的平均相对挥发度为： = 2 . 5 8 2 . 3 7 2 . 4 7 全 塔 精馏段的平均相对挥发度为： = 2 . 5 8 2 . 4 8 2 . 5 3 精 馏 提馏段的平均相对挥发度为： = 2 . 4 8 2 . 3 7 2 . 4 2 提 馏 求最小回流比 因饱和液体进料即 1q ， 所以其 q 线方程为： 0 0 q 线为垂直于横坐标的一条直线，其与平衡线1 ( 1 ) 全塔 的 = ）的交点为 ()， 即 0 ,此即最小回流比时操作 线与平衡线的交点坐标。最小回流比： m i 9 5 9 0 . 6 7 1 . 3 1 20 . 6 7 0 . 4 5 12 / 58 图 3 平衡线方程及 q 线方程 捷算法求全塔最小理论塔板数及精馏段最小理论塔板数 在全回流下求出所需理论板数 对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算，m i o g ( ) ( ) 1l o g全 塔 代入数值求得： m i 9 5 9 1 0 . 0 4 1 5l o g ( ) ( ) 1 0 . 9 5 9 0 . 0 4 1 5 = 6 . 9 6l o g 2 . 4 7N 北京理工大学本科生课程设计 13 / 58 对精馏段 :m i n ,11l o g ( ) ( ) 1l o g精 馏m i n , 10 . 9 5 9 1 0 . 4 5l o g ( ) ( ) 1 0 . 9 5 9 0 . 4 5 = 3 . 6 1l o g 2 . 5 3N ， 即精馏段最少理论板数为 捷算法求理论塔板数 以 m 7 m i 7 1 . 7 1 . 3 1 2 2 . 2 3 0 4 m i n 2 . 2 3 0 4 1 . 3 1 2 0 . 2 8 4 31 2 . 2 3 0 4 1 0 . 5 6 70 . 7 5 ( 1 0 . 2 8 4 3 ) 0 . 3 8 2 4 Y m N ， 可解得 m i n 6 . 9 6 0 . 3 8 2 4 1 1 . 8 91 1 0 . 3 8 2 4 对精馏段： m i n , 11m i 6 1 1 1 . 8 9 6 . 1 76 . 9 6 逐板计算法求理论塔板数 m i . 7 R 1 . 7 1 . 3 1 2 2 . 2 3 0 4 ， 塔 则相平衡方程为： 2 . 4 71 ( 1 ) 1 1 . 4 7 精馏段操作线方程 : 2 . 2 3 0 4 0 . 9 5 9 0 . 6 9 0 . 2 9 71 1 2 . 2 3 0 4 1 2 . 2 3 0 4 1 x x 1 ) ( 1 ) F W D D Fx x x qx x x x， 其中 1q 北京理工大学本科生课程设计 14 / 58 则 0 . 4 5 0 . 0 4 1 5( 2 . 2 3 0 4 1 ) 2 . 5 9 30 . 9 5 9 0 . 4 5 1 2 . 5 9 3 1 0 . 0 4 1 5 1 . 3 8 6 0 . 0 1 62 . 5 9 3 2 . 5 9 3 x x 语言程序（ 见附件 1） ，计算每层理论塔板上的气液相摩尔分率， 交替使用相平衡方程与精馏段方程计算如下： 表 3逐板计算求理论塔板数 精馏段 /提馏段 理论塔板 苯气相摩尔分率 苯液相摩尔分率 精 馏 段 第一层塔板 1 2 3 4 5 6 馏 段 第七层塔板 7 8 9 10 11 12 2 1 1 1 N （不包括再沸器），与捷算法求得的理论塔板数 相吻合。 北京理工大学本科生课程设计 15 / 58 实际塔板数与进料位置 塔顶温度 8 2 塔釜温度 1 0 8 则塔内平均温度： 8 2 . 2 5 1 0 8 . 1 5 9 5 . 222 。 查得该温度下苯和甲苯的黏度为 0 . 2 6 6苯 m P a s， 0 . 2 7 4甲 苯 m P a s则平均黏度：( 1 ) = 0 . 4 5 0 . 2 6 6 + ( 1 0 . 4 5 ) 0 . 2 7 4 0 . 2 7 0 4 苯 甲 苯L i L i F Fx x x m P a s 则 0 . 2 4 5 0 . 2 4 50 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 ( 2 . 4 7 0 . 2 7 0 4 ) 0 . 5 4 1 全塔理论塔板数 ， 故实际塔板数为： 1 1 . 8 9 2 1 . 9 80 . 5 4 1 e 2 层。精馏段理论塔板数 1 6N ， 故实际塔板数为： 11 6 1 1 . 0 90 . 5 4 1 2 层，则实际进料板为第 13 层。提馏段共 2 2 1 2 1 0层。 表 3塔板数与进料位置 总塔板数 精馏段塔板数 提馏段塔板数 进料位置 22 层 12 层 10 层 第 13 层 北京理工大学本科生课程设计 16 / 58 能量衡算 塔顶冷凝器的热量衡算及冷却水的消耗量 理想情况下，对全凝器作热量衡算，若忽略热损失，塔顶冷凝器带走的热量等于物料损失的热量。即： 1 )( ( C V D L D V D L Q Q R m I I 若回流液在泡点温度下进入塔内，则 ， 即 1)( m 塔顶温度： 8 2 在该温度下苯的汽化潜热 1= 3 9 2 . 6 8 k J k g 苯塔顶的质量流率 : 17 8 . 6 8 5 5 . 1 8 8 4 0 8 . 2 1 8 D k g h 则 511 ) ( 2 . 2 3 0 4 1 ) 4 0 8 . 2 1 8 3 9 2 . 6 8 5 . 1 7 8 1 0 ( m k J h 冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为 30 和 35 ，则平均温度下的比热容 4 . 1 7 4 / ( )k J k g K， 则冷却水的消耗量： 5 41215 . 1 7 8 1 0 2 . 4 8 1 1 0( ) 4 . 1 7 4 ( 3 5 3 0 ) k g hC t 全凝器的热负荷， 1kJ h ； 冷却介质消耗量， 1kg h ；冷却介质的比热， / ( )kJ ； 12、冷却介质在冷凝器进、出口处的温度， 。 塔釜再沸器的热量衡算及加热蒸汽的消耗量 全塔热量衡算式： V W l L F Q Q Q Q Q 式中， 示塔顶蒸汽带出热量； 示釜液带出热量； 示加热介质带出热量； Q 表示热量损失，理想情况下可忽略，其值为 0； 示回北京理工大学本科生课程设计 17 / 58 流液带入的热量； 示原料液带入的热量； 示加热蒸汽带入的热量。 取 10%则 0 . 9 V W L Q 塔顶 回流量的质量流率： 12 . 2 3 0 4 4 0 8 . 2 1 8 9 1 0 . 4 8 9 m k g h 塔顶温度 8 2 查表知 1 . 6 2 / ( )PC k J k g K， 则回流液带入的热量 ： 519 1 0 . 4 8 9 1 . 6 2 8 2 . 2 5 1 . 2 1 3 1 0 m C t k J 塔顶温度 8 2 顶的比汽化热 13 9 1 . 8 1 k J k g ， 塔顶上升的蒸汽流量为： 11 ( 2 . 2 3 0 4 1 ) 5 . 1 8 8 1 6 . 7 5) 9 （V R D k m o l h 则塔顶蒸汽带出热量： 511 6 . 7 5 9 1 . 6 2 7 8 . 6 8 5 8 2 . 2 5 1 6 . 7 5 9 3 9 1 . 8 1 7 8 . 6 8 56 . 9 2 4 1 0 V P D D C M 加料处的温度 9 2 查表得 1 . 6 9 / ( )PC k J k g K， 物料的质量流率 11000 Fm k g h。 则原料液带入的热量： 511 0 0 0 1 . 6 9 9 2 . 6 9 1 . 5 6 6 1 0 F F P FQ m C t k J h 塔釜的温度 1 0 8 查表得 1 . 7 3 / ( )PC k J k g K， 物料的质量流率： 19 1 . 5 4 8 6 . 4 6 4 5 9 1 . 7 6 6 W k g h。 则原料液带入的热量： 北京理工大学本科生课程设计 18 / 58 511 . 7 35 9 1 . 7 6 6 1 0 1 . 1 0 78 10. 1 5 W W P WQ m C t k J h 则加热蒸汽带入的热量： 5515550 . 96 . 9 2 4 1 0 1 . 2 1 3 1 00 . 1 0 7 1 0 1 . 5 6 67103 4 01 V W L 釜温度 1 0 8 查表用试差法求得： 13 7 2 . 0 苯 k J k g ， 13 6 1 . 6 1 甲 苯 k J k g 。 则平均汽化热： 13 7 2 . 0 0 . 0 4 1 5 + 3 6 1 . 6 1 1 0 . 0 4 1 5 ) = 3 6 2 . 0 4= （ k J k g 则加热蒸汽的消耗量： 5 7 3 4 1 0 1 . 5 8 1 004 4 G BW k g 京理工大学本科生课程设计 19 / 58 4. 主体设备设计计算和说明 塔设备的工艺参数 操作压力的计算 塔顶操作压力： 4 1 0 1 . 3 1 0 5 . 3 DP k P a 每层塔板压降： 0 P 则进料板压力： 1 0 5 . 3 1 2 0 . 7 1 1 3 . 7 FP k P a 塔釜压力： 1 1 3 . 7 1 0 0 . 7 1 2 0 . 7 WP k P a 精馏段的平均操作压力： 1 0 5 . 3 1 1 3 . 7 1 0 9 . 522 PP k P 1 1 3 . 7 1 2 0 . 7 1 1 7 . 222 PP k P 操作温度的计算 前面已经计算得出，塔顶温度 8 2 进料温度 9 2 塔釜温度 1 0 8 则精馏段的平均温度： 8 2 . 2 5 9 2 . 6 9 8 7 . 4 722 提馏段的平均温度： 9 2 . 6 9 1 0 8 . 1 5 1 0 0 . 4 222 平均摩尔质量的计算 由 逐 板 计 数 法 可 得 出 : 1 0 . 9 5 9 1 x ； y ，x ； 0 0 x 。 塔顶的气相摩尔质量： 北京理工大学本科生课程设计 20 / 58 1, 0 . 9 5 9 7 8 . 1 1 1 0 . 9 5 9 9 2 . 1 3 7 8 . 6 8 5 （ ）k g k m o l 塔顶的液相摩尔质量： 1,L 0 . 9 0 4 7 8 . 1 1 1 0 . 9 0 4 9 2 . 1 3 7 9 . 4 5 6 （ ）DM k g k m o l 加料板的气相摩尔质量： 1F , V 0 . 6 4 9 7 8 . 1 1 1 0 . 6 4 9 9 2 . 1 3 8 3 . 0 3 1 （ ）M k g k m o l 加料板的液相摩尔质量： 1F , L 0 . 4 2 8 7 8 . 1 1 1 0 . 4 2 8 9 2 . 1 3 8 6 . 1 2 9 （ ）M k g k m o l 塔釜的气相摩尔质量： 1W , V 0 . 0 7 0 7 8 . 1 1 1 0 . 0 7 0 9 2 . 1 3 9 1 . 1 4 9 （ ）M k g k m o l 塔釜的液相摩尔质量： 1W , L 0 . 0 3 0 7 8 . 1 1 1 0 . 0 3 0 9 2 . 1 3 9 1 . 7 0 9 （ ）M k g k m o l 精馏段气相、液相的平均摩尔质量： D , V , 1,V 7 8 . 6 8 5 8 3 . 0 3 1 8 0 . 8 5 822 MM k g k m o l D , L , L 1,L 7 9 . 4 5 6 8 6 . 1 2 9 8 2 . 7 9 322 MM k g k m o l 提馏段气相、液相的平均摩尔质量： F , V W , V 1n , V 8 3 . 0 3 1 9 1 . 1 4 9 8 7 . 0 9 022 k g k m o l F , L W , L 1n , L 8 6 . 1 2 9 9 1 . 7 0 9 8 8 . 9 1 922 k g k m o l 平均密度计算 一、气相密度的计算（由理想气体状态方程计算） 精馏段： , 3,1 0 9 . 5 8 0 . 8 5 8 2 . 9 5 38 . 3 1 4 ( 8 7 . 4 7 2 7 3 . 1 5 ) m m k g 馏段： n, 3n,1 1 7 . 2 8 7 . 0 9 0 3 . 2 8 68 . 3 1 4 ( 1 0 0 . 4 2 2 7 3 . 1 5 ) k g 京理工大学本科生课程设计 21 / 58 二、液相密度的计算 塔顶： 8 2 根据内插法 3, = 8 1 3 . 7 1 苯L k g m， 3, = 8 0 8 . 8 6 甲 苯L k g m塔顶物料的质量分率：, 0 甲 苯,苯 甲 苯苯 甲 苯 计算：,1 0 . 9 6 0 . 0 48 1 3 . 7 1 8 0 8 . 8 6出塔顶物料的液相平均密度： 3, 8 1 3 . 5 1 5 DL k g m进料板： 9 2 根据内插法 3, = 8 0 2 . 4 9 苯L k g m， 3, = 7 9 8 . 9 7 甲 苯L k g m进料板物料的质量分率：, 0 甲 苯,1 苯 甲 苯苯 甲 苯 计算：,1 0 . 4 1 0 . 5 98 0 2 . 4 9 7 9 8 . 9 7出进料板物料的液相平均密度： 3, 8 0 0 . 4 0 9 FL k g m塔釜： 1 0 8 根据内插法 3, = 7 8 1 . 0 8 苯L k g m， 3, = 7 8 0 . 9 4 甲 苯L k g m塔釜物料的质量分率：, 0 1 5苯 0 8 5甲 苯,苯 甲 苯苯 甲 苯 计算：,1 0 . 0 4 1 5 0 . 9 5 8 57 8 1 . 0 8 7 8 0 . 9 4出塔釜物料的液相平均密度： 3, 7 8 0 . 9 4 6 WL k g m故精馏段平均液相密度： , 3, 8 1 3 . 5 1 5 8 0 0 . 4 0 9 8 0 6 . 9 6 222 D L F k g m 提馏段平均液相密度： , 3, 8 0 0 . 4 0 9 7 8 0 . 9 4 6 7 9 0 . 6 7 822 F L W k g m 北京理工大学本科生课程设计 22 / 58 液相平均表面张力的计算 由 8 2 9 2 1 0 8 根据内插法算得 1, = 2 1 . 1 3 苯D m N m ， 1, = 2 1 . 5 6 甲 苯D m N m ； 1, = 1 9 . 9 1 苯F m N m ， 1, = 2 0 . 5 1 甲 苯F m N m ； 1, = 1 7 . 7 4 苯W m N m ， 1, = 1 8 . 5 1 甲 苯W m N m 。 则塔顶物料的平均表面张力： 1,= ( 1 ) 0 . 9 5 9 2 1 . 1 3 ( 1 0 . 9 5 9 ) 2 1 . 5 6 2 1 . 1 5 苯 甲 苯D D x m N m 进料板物料的平均表面张力： 1,= ( 1 ) 0 . 4 5 0 1 9 . 9 1 ( 1 0 . 4 5 0 ) 2 0 . 5 1 2 0 . 2 4 苯 甲 苯F F x m N m 塔釜物料的平均表面张力： 1,= ( 1 ) 0 . 0 4 1 5 1 7 . 7 4 ( 1 0 . 0 4 1 5 ) 1 8 . 5 1 1 8 . 4 8 苯 甲 苯W W x m N m 则精馏段平均表面张力： 12 1 . 1 5 2 0 . 2 4 2 0 . 6 9 522 m N m 提馏段平均表面张力： 12 0 . 2 4 1 8 . 4 8 1 9 . 3 622 m N m 液相平均黏度的计算 由 8 2 9 2 1 0 8 根据内插法算得 , = 0 . 3 0 5 苯D m P a s，, = 0 . 3 0 8 甲 苯D m P a s； , = 0 . 2 7 6 苯F m P a s，, = 0 . 2 8 3 甲 苯F m P a s； , = 0 . 2 3 4 苯W m P a s，, = 0 . 2 5 5 甲 苯W m P a s。 则塔顶物料的平均黏度： 北京理工大学本科生课程设计 23 / 58 = 0 . 9 5 9 0 . 3 0 5 (1 0 . 9 5 9 ) 0 . 3 0 8 0 . 3 0 5 D m P a s 进料板物料的平均黏度： = 0 . 4 5 0 0 . 2 7 6 (1 0 . 4 5 0 ) 0 . 2 8 3 0 . 2 8 0 F m P a s 塔釜物料的平均黏度： = 0 . 0 4 1 5 0 . 2 3 4 (1 0 . 0 4 1 5 ) 0 . 2 5 5 0 . 2 5 4 W m P a s 则精馏段液相平均黏度： 0 . 3 0 5 0 . 2 8 0 0 . 2 9 322 m P a s 提馏段液相平均黏度： 0 . 2 8 0 0 . 2 5 4 0 . 2 6 722 m P a s 气、液相负荷的计算 精馏段： 上升的气体物料摩尔流量： 11 ( 2 . 2 3 0 4 1 ) 5 . 1 6 . 7 5 9188 V R D k m o l h 上升的气体物料的体积流量为： , 3 1 3 1,1 6 . 7 5 9 8 0 . 8 5 8 4 5 8 . 8 9 8 0 . 1 2 7 52 . 9 5 3 m h m s下降的液体物料摩尔流量： 12 . 2 3 0 4 5 . 1 8 8 1 1 . 5 7 1 L R D k m o l h 下降的液体物料体积流量： , 3 1 4 3 1, . 5 7 1 8 2 . 7 9 3 1 . 1 8 7 2 3 . 2 9 7 7 1 08 0 6 . 9 5 2 m h m s提馏段： 上升的气体物料摩尔流量： 1( 1 ) 1 6 . 7 5 9 V V q F k m o l h 北京理工大学本科生课程设计 24 / 58 上升的气体物料的体积流量为： , 3 1 3 1,1 6 . 7 5 9 8 7 . 0 9 0 4 4 4 . 1 7 0 0 . 1 2 3 43 . 2 8 6 m h m s下降的液体物料摩尔流量： 11 1 . 5 7 1 1 1 . 6 5 2 2 3 . 2 2 3 L L q F k m o l h 下降的液体物料体积流量： , 3 1 4 3 1,2 3 . 2 2 3 8 8 . 9 1 9 2 . 6 1 1 6 7 . 2 5 4 6 1 07 9 0 . 6 7 8 m h m s精馏塔的结构设计 板间距的选定和塔径计算 一、板间距 选定 一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔身的总高和塔的造价。因此，板间距应适当选择。这里选取板间距0 板上液层高度 0 故： 0 . 4 0 0 . 0 6 0 . 3 4 h m 二、塔内径的确定 (初步估算 ) 精馏段： 由上面计算得 310 . 1 2 7 5 SV m s， 4 3 13 . 2 9 7 7 1 0 SL m s 查史密斯关联图，图的横坐标为： 1 142 2,3 . 2 9 7 7 1 0 8 0 6 . 9 6 2 0 . 0 4 30 . 1 2 7 5 2 . 9 5 3 m 北京理工大学本科生课程设计 25 / 58 图 4史密斯关联图 查表得 20 ， 由 0 0 ， 可以得到： 0 . 2 0 . 2202 0 . 6 9 50 . 0 7 1 0 . 0 7 12 0 2 0 式中 m 为精馏段液相平均表面张力， 1mN m ；