化工原理课程设计---浮阀塔设计.doc

设计条件: 常压：p=1atm 处理量：50000t/y 进料组成： 馏出液组成： 釜液组成：(以上均为质量分数) 塔顶全凝器：泡点回流 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4kPa 加热方式：间接加热 基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 甲苯 0.758 0.58 0.459 0.373 0.311 0.264 0.228 表1-2 苯、甲苯的密度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 -- 877.4 857.3 836.6 815.0 792.5 767.9 甲苯 885.6 867.0 848.2 829.3 810.0 790.3 770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 甲苯 30.89 28.54 26.22 23.94 21.69 19.49 17.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度 0 50 100 150 苯 72.7 89.7 104.8 118.1 甲苯 93.3 113.3 131.0 146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热 温度 20 40 60 80 100 120 苯 431.1 420.0 407.7 394.1 379.3 363.2 甲苯 412.7 402.1 391.0 379.4 367.1 354.2 物料衡算 塔的物料衡算 （1）苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量：= （2）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 塔顶易挥发组分质量分数，摩尔分数 釜底易挥发组分质量分数，，摩尔分数 原料液易挥发组分质量分数，摩尔分数 料液流量F=50000*1000/(330*24)=6313.13kg/h=80.82kmol/h 由公式：F=D+W，F=D＋W 代入数值有： 塔顶产品(馏出液)流量D=45.12 kmol/h； 釜底产品(釜液)流量W=35.70 kmol/h。 分段物料衡算 根据相平衡曲线，泡点进料时q=1有， 1.38 由梯形图可知,全回流下最少理论板8。 有理论板得捷算法有 根据兰吉利图,选取不同的R值,计算值，吉利兰图找到对应点，自此引铅垂线与曲线相交，由于此交点相应的纵标值，可以做出以下图像： 曲率变化最大的点是在R=2.15，N=14.4915处，即理论板是15块 所以精馏段液相质量流量 *45.12=97kmol/h， 精馏段气相质量流量3.15*45.12=142.13kmol/h， 精馏段操作线方程,即=+0.307， 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1， 所以，提馏段液相质量流量 L=L+qF=177.8kmol/h， 提馏段气相质量流量 V= V-(1-q)F＝142.13kmol/h， 所以，提馏段操作线方程，即=-0.006, 画出的梯形图如下： 总板数=13-1=12,，进料板为第7块。 理论板计算 用逐板法计算理论板塔板数 由于泡点进料q=1，0.44， 第一块板上升蒸汽组成，， 从第一块板下降的液体组成=/(2.43-1.43)= 0.921211, 依次反复计算有 0.9454 0.8769 0.9147 0.8153 0.8720 0.7371 0.8178 0.6487 0.7566 0.5612 0.6959 0.4850 0.6431 0.42580.44， 则从第九块板起，用提馏段操作方程计算 0.2892 0.1434 0.0935 0.0407 0.0224 0.009348， 因为釜底间接加热，所以总共需要理论板数是11-1=10块，第8块进料，精馏段是7块，提馏段是3块。 实际塔板数计算 根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.2854， 甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.2629, 平均粘度μa*+μb*(1-)=0.2728 mPa.s， 塔顶及塔底平均温度72.3+98.6)/2=85.45，此温度对应的粘度是苯1=0.3112 mPa.s，2=0.2556mPa.s，平均相对挥发度=1+2）/2=0.2834 mPa.s， 根据《化学化工理课程设计》 柴诚敬P8的公式有: 总板效率0.17-0.616㏒=0.