精馏塔(浮阀塔)设计说明书.doc

物料衡算与操作线方程 1.1间接蒸汽加热方式下的物料恒算 总物料衡算 易挥发组分的物料衡算 式中：，,—进料、馏出液和釜残液的流量， —进料中易挥发组分的组成，摩尔分率 —馏出液中易挥发组分的组成，摩尔分率 —釜残液中易挥发组分的组成，摩尔分率 苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为92. 进料组成 釜残液组成 馏出液组成 塔顶馏出液的平均摩尔质量 塔顶馏出液的流量 全塔物料衡算 代入相关数据得：， 1.2精馏段操作线方程 1.2.1最小回流比的确定 对理想物系或对理想物系偏离不大的情况，最小回流比可直接由下式求得 其中：由以下两式联立求解： 选择饱和液体进料，故， 根据塔顶和塔底组成，在苯-甲苯混合液的附图1中分别查出塔顶和塔底温度为分别为, ;然后查表1,和时苯和甲苯的饱和蒸汽压 表1 不同温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压 80.1 85 90 95 100 105 110.6 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 101.33 用内插法求得, 时苯和甲苯的饱和蒸汽压，计算塔顶和塔底的相对挥发度和 时 得 得 塔顶相对挥发度 时 得 得 塔底相对挥发度 塔的平均相对挥发度 表2 不同温度下苯和甲苯的组成 80.1 85 90 95 100 105 110.6 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 1.000 0.900 0.777 0.633 0.456 0.262 0 最小回流比为 1.2.2适宜回流比的确定 根据设计经验，一般物系的适宜回流比为 (1.1-2.0) 取 1.2.3操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 第二章 理论塔板数的确定 本次设计采用直角梯级图解（M.T.图解法） 将逐板计算过程在相平衡图上进行，分别用平衡线和操作线代替平衡方程和操作线方程，用图解理论板的方法代替逐板计算法，则大大简化了求解理论板的过程。但准确性较差，一般二元精馏计算中常用此法。图解理论板的方法与步骤简述如下： 塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶采用全凝器（），泡点进料，如附图2 首先在图上作平衡线和对角线。 作精馏段操作线 点至b点（精馏段操作线在y轴上的截距）连线ab或自点a作斜率为的直线ab，即为精馏段操作线。 进料线（q线）自点向上横标的直线ef线（即为q线）。q线ef与精馏段操作线ab的交点d，就是精馏塔两操作线的交点。 作提馏段操作线 连接点d与点,dc线即为提馏段操作线，也可自点c开始作斜率为的线段即为提馏段操作线，此线与ab线交点为点d。 图解理论板层数 自点开始，在精馏段操作线ab与平衡线之间绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点d时，改在提馏段操作线dc与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点d的梯级为进料板。 由于间接蒸汽加热，再沸器视为一层理论板。故由图知，共需14层理论板（不包括再沸器），其中精馏段7层，提馏段6层，第8层为进料板。 若塔顶采用分凝器，即塔顶蒸汽经分凝器部分分凝的气相与液相可视为相互平衡，故分凝器也相当于一层理论板。故此时，上述方法求得的理论板层数还应当减去一层。 第三章 实际板层数的确定 3.1 塔板总效率的估计 在求出理论塔板数后，要先确定塔板总效率才可求出实际板数。塔板效率是否定得合理，对所设计的他在建成后能否满足生产上的要求有重要意义。而塔板效率与物系的性质、塔板的结构以及操作条件有密切的关系。由于影响因素很多，目前尚无适用范围和较精确的计算方法。一般用下面三种方法之一来确定： 参考工厂同类型塔板，物系性质相同（或相近）的塔效率的经验数据。 在生产现场对同类型，类似物系的塔进行实际查定，得出可靠的塔板效率数据。 在没有可靠的经验数据作参考室，可采用“奥康奈尔的蒸馏塔效率关联图”或“奥康奈尔关联式”来估算全塔效率。 式中：全塔效率，无因次； 全塔平均温度下的相对挥发度，无因次； —顶第一块板上的温度， —底最后一层板上的温度， —料液在塔顶和塔底清军温度下的粘度， 其中： —料中组分i的摩尔分率； —顶、塔底平均温度下各组分液体纯态下的粘度； 必须注意此关联是的适用范围是： （1） （2）液体的板长流程长度1.0m，超过1m时，实际可达到的全塔效率比有此式解出的值大。 （3）次关联式是对泡罩塔或筛板塔的几十个工业塔进行实验而得的结果，对浮