浮阀塔设计

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

第一章塔板工艺计算

1.基础物性数据

表1-1 苯、甲苯的粘度

表1-2 苯、甲苯的密度

表1-3 苯、甲苯的表面张力

表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容

表1-5 苯、甲苯的汽化潜热

2物料衡算

2.1 塔的物料衡算 （1）苯的摩尔质量：78.11A

M

/kg km ol

甲苯的摩尔质量：B M =92.13/kg km ol

（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 。

2.2 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。

2.3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㏒=0.5175，

实际板数=12/0.5175=23.224，

精馏板实际板数,

提馏板实际板数

3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算平均摩尔质量的计算

3.1平均摩尔质量

塔顶X D=Y1=0.966，通过上图拟合处理相平衡曲线,得出0.922

=，

，进料板

，

塔釜=0.0064，=0.0267，

，

，精馏段平均摩尔质量=80.98，

，

提馏段平均摩尔质量，

89.26。

3.2操作压强

操作压强=101.3+4=105.3kPa，

取每层塔板压降105.3+12113.7 kPa，

塔底压强105.3+24122.1 kPa，

精馏段平均操作压力：kPa，

提馏段平均操作压力：kPa，

3.3操作温度

lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程

lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程

=(P-)/(-)

由安托尼方程试差得出：

当时，假设t=92.6℃, =58.9431kPa,=164.4639kPa；

当=0.966时，假设t=78.5℃, =36.8572kPa, =108.1595Pa；

当=0.024时，假设t=110.63℃, =101.3426kPa，=266.8118 kPa，

t=92.6℃是进料口的温度，

t=78.5℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，

t=110.63℃是釜液需被加热的温度。

精馏段平均温度=(92.6+78.5)⁄2=85.55℃，

提馏段平均温度=(92.6+110.63)⁄2=101.62℃，

3.4平均密度计算

计算

a)气相平均密度

Vm

精馏段气相密度：

kg/ m3