苯-甲苯精馏塔的设计课程设计(编辑修改稿)

苯-甲苯精馏塔的设计课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

t Ft 由表 101 苯 甲苯在某温度 t 下蒸汽压 0AP 、 0BP 9692 6 4 4 6 10  AP kpa131450 AP 9692  BP BP 理想物系 BAPP 平衡线方程  xxxxY   泡点进料 1q  Fe xx eeeD xy yxR min 7 1 9 4 9  ey R 取操作回流比 7 min  RR 8 求精馏塔气液相负荷 k m o l/ 0 1  DRL     k m o l /  DRV kmo l / 5  qFLL k m o l/ VV 操作线方程 精馏段方程为 2 7 1 1  ndnn xR xxR Ry 提馏段方程为 0 0 1   mwmm xWqFL WxxWqFL qFLy 逐板计算法求理论板层数 平衡方程 xxy  精 馏段方程  xy Dxy 1 7平7精6平6精5平5精4平4精3平3精2平2精1平1             xyxyxyxyxyxyxy 4 9 3 7  Fxx 提馏段方程  xy 9 14平14提13平13提12平12提11平11提10平10提9平9提8平8提7              Wxxyxyxyxyxyxyxyx 总理论板数为 层14TN （包括再沸器） 全塔效率 TE 估算 查温度组成图得到塔顶温度 DT ，塔釜温度 WT ， 全塔平均温度=℃ 分别查得苯甲苯的平均温度下的粘度 A B 平均粘度公式得   m 全塔效率   %  mTE  求实际板数 精馏段实际板层数 7精 N 提馏段实际板层数 7提 N 进料板在第 12 块板 10 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作压力计算 塔顶操作压力 P=+4= kpa 每层塔板压降 △ P＝ kPa 进料板压力 k p 0 0 5 FP 塔底操作压力 WP 精馏段平均压力   k p 0 72/ 0 0 51 mP 提馏段平均压力   k p 1 12/ 1 0 92 mP 安托尼方程计算 依据操作压力，有泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸汽压有 计算结果如下 塔顶温度 ℃Dt 进料板温度 ℃Ft 塔底温度 ℃Wt 精馏段的平均温度   ℃1 mt 提馏段的平均温度   ℃2 mt 平均摩 尔质量计算 塔顶平均摩尔质量就算 由  yx D ，代入相平衡方程得 x   k g / k m o , mDLM   k g / k m o , mDVM 进料板平均摩尔质量计算 11 由上面理论板的算法，得 Fy ， Fx   k g / k m o , mFVM   k g / k m o 3 3 , mFLM 塔底平均摩尔质量计算 由 Wx ，由相平衡方程，得 Wy   k g / k m o 2 2 , mWVM   k g / k m o , mWLM 精馏段平均摩尔质量 k g / k m o mVM k g / k m o mLM 提馏段平均摩尔质量 k g / k m o mVM k g / k m o mLM 平均密度计算 气相平均密度计算 有理想气体状态方程计算，精馏段 的平均气相密度即   3k g / 7 1 0 7   mMV RTPVm 提馏段的平均气相密度   3k g /   mMV RTPVm 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算 ，即 LBBLAALm aa  ///1  塔顶液相平均密度计算 12 由 ℃Dt ，查得 3kg/A 3kg/B 塔顶液相的质量分率已知 aa , mDL ；得 3, kg/mDL 进料板液相平均密度计算 由 ℃Ft ，查得 3kg/A 3kg/B 进料板液相的质量分率为已知 A 854 145 , mFL 3, kg/mFL 塔底液相平均密度的计算 由 ℃Wt ，查得 3kg/A 3kg/B 塔底液相的质量分率已知 A , mWL 3, kg/mWL 精馏段液相平均密度为 3k g / 0 62 0 1 3 mL 提馏段液相平均密度为 3k g / mL 13 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即  nlLm x1 22 塔顶液相 平均表面张力的计算 由 ℃Dt ，查得 mN/A mN/B m N / 1 8 , mDL 进料板液相平均表面张力的计算 由 ℃Ft ，查得 mN/A mN/B m N / 0 9 , mFL 塔底液相平均表面张力的计算 由 ℃Wt ，查得 mN/A mN/B m N / , mWL 精馏段液相平均表面张力为 m N / mL 提馏段液相平均表面张力为 m N/ mL 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 iim xL   塔顶液相平均粘度的计算 14 由 ℃Dt ，查得 A B sm p a3 1 0 1 0 8 , mDL 进料板液相平均粘度的计算 由 ℃Ft ，查得 A B sm p a2 7 8 0 7 9 , mFL 塔底液相平均粘度计算 由 ℃Wt ，查得 A B s4 m p 5 8 3 1 , mFL 精馏段液相平均粘度为 sm p mL 提馏段液相平均粘度为 sm p a2 6 2 5 7 mL 气液负荷计算 精馏段：     k m o l /  DRV / 3mmVVs MVV  k m o l/  RDL / 3mmLLs MVL  提馏段： 15       k m ol / 2 1  FqDRV / 3mmVVs MVV  k mo l /  qFRDL / 3mmLLs MVL  5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 塔径的计算 塔板间距 HT 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。 可参照下表所示经验关系选取。 表 8 板间距与塔径关系 塔径 DT， m ～ ～ ～ ～ ～ 板间距 HT，mm 200～ 300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 对精馏段： 初选板间距 TH ，取板上液层高度 Lh 故  LT hH VLssVL  查史密斯关联图得 C ；依式  2020 CC 校正物系表面张力为 ， 20  CC 2 1 0 60 7 3 a x VVLC   可取安全系数为 ，则（安全系数 ） 16 故 m / m a x   按标准塔径圆整为 2400mm，则空塔气速 对提馏段： 初选板间距 TH ，取板上液层高度 Lh 故  LT hH 0 8 5 9 0 1 7 mmVLssVL  查图得 C 依式 06 2020  CC 校正物系表面张力为 m / a x VVLC   m / m a x     sVD 按标准塔径圆整为 2400mm，则空塔气速 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取 6 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计算 精馏段 因塔径 D=，可选用单溢流。