攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算 Qp—物理过程热效应，KJ；(可忽略不计)Qr可通过标准化学反应热qro计算：
Q?(1000G/M)q0
rAAr式中 q0—标准化学反应热，KJ/mol；
rGA—参与化学反应的A物质质量，Kg； MA—A物质分子量。
00qr0??(qc)R??(qc)P
反应体系中各物质标准焓为：
乙苯（40.219J/mol） 苯（33.871 KJ/mol） 甲苯（18.029KJ/mol）
qr0=（33.871+18.029-40.219×10-3）KJ/mol=51.86KJ/mol Qr=Q3=(1000×35430/104.15)×51.86=17641860.78KJ （3）Q5的计算 Q 5=∑Micpi (T2—T1)
Mi——设备上i部件质量，kg；
cpi——设备上i部件比热容，kJ／(kg?℃) T1——设备各部件初温，℃； T2——设备各部件终温，℃。
由于未连续反应，初温和终温将相同，所以Q5=0 （4）Q6的计算
设备向四周散失的热量Q6可用下式计算：
Q6=∑A×α(Tw-T)θ×10-3
式中 A—设备散热面积（㎡）；
Tw—设备外表温度，℃； T—环境介质温度，℃； θ—操作过程持续时间（s）； α—对流传质系数，W/(㎡·℃)
当空气做自然对流，散热层表面温度为50～350℃时，
A?(8.??8?1?2?0.7?85?)?(7?.6??1 7.8?5)2??0.7?85?)?(50?.0?1?1220.?0??=104.926m2
60)W/(㎡·α=8+0.05Tw=(8+0.05×℃)=11W/(㎡·℃)
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攀枝花学院本科毕业设计 3 生产工艺计算
Q6=104.926×11×(100-25)×3×3600×10-3=934890.66KJ （5）热负荷Q2的计算
Q2=(Q4+Q5+Q6)-(Q1+Q3)=(91562633.95+0+934890.66)-(111949415+17641860.78) =-37093751.17
℃),则冷却水的用量 查手册得冷却水得cp为4.187KJ/(Kg·
G=Q/[cp(t出-t进)]=37093751.17/[4.187×（60-25）]=253121.916kg
3.2.2热量衡算表
由能量守恒定律Q1?Q2?Q3?Q4?Q5?Q6，能量衡算结果见表3.7
表3.7热量衡算表
输入
符号
Q1
输出
结果 KJ/h 111949415
符号
Q4
符号意义 所处理的物料带入设备总的热量 加热剂或冷却剂与设备和物料传
递的热量
符号意义 结果KJ/h
反应终了时物料的焓 91562633.95
Q2
-37093751.17
Q5
设备部件所消耗的热量
0
Q3
过程的热效率 17641860.78
Q6
物理过程热效应 934890.66
总计
92497524.61 92497524.61
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攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型
4 设备设计计算与选型
4.1 苯∕甲苯精馏塔的设计计算
4.1.1精馏塔的数据确定[10-15]
通过计算D=1.435kmol/h，
DxD??，设??98%可知原料液的处理量为FxFF=7.325kmol/h，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20小时后再精馏。故D=28.7komlh,F=146.5kmol/h,组分为xF?0.18,要求塔顶馏出液的组成为
xD?0.90,塔底釜液的组成为xW?0.01。设计条件如下：
操作压力:4kPa（塔顶表压）；进料热状况:自选； 回流比:自选；单板压降:≤0.7kPa；全塔压降:ET?52%。
4.1.2精馏塔的物料衡算
1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA?78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol
xF??F?0.274,xD?0.90,xW?0.01
2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF?0.274×78.11+(1-0.274)×92.13=87.367kg/kmol
MD?0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol
MW?0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol 3 物料衡算
原料处理量F=88.182kmol/h 总物料衡算88.182=D+W
苯物料衡算88.182×0.274=0.9×D+0.01×W 联立解得D=26.157kmol/h,W=62.025kmol/h
4.1.3塔板数的确定
1.理论板数NT的求取
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攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型 (1)相对挥发度的求取
苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃
① 当温度为80.1℃时，纯组分的饱和蒸汽压Po与温度的关系可表示为如下经验式：
lgPo?A-B t?CA、B、C为组分的安托因常数，由手册查得
1211.033olgpA?6.0355??2.006
80.1?220.791344.8olgpB?6.07954??1.591
80.1?219.482oo?101.34KPa，pB?38.96KPa。 解得pA② 当温度为110.63℃时
1211.033?2.376
110.63?220.791344.8olgpB?6.07954??2.006
110.63?219.482olgpA?6.0355?oo?237.95KPa，pB?101.34KPa。 解得pAopA则有??o，代入数据得：
pB ?1?101.3138.96?2.600 ?2?237.95101.34?2.348由于差别不是很大，则可取以下式计算
11?m?（?1??2）?（2.600?2.348）?2.474
22(2)最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故xq?xF?0.274，根据相平衡方程有
yq?最小回流比为
?xq2.474?0.274??0.483
1?(??1)xq1?(2.474?1)?0.274Rmin?xD?yqyq?xq?0.900?0.483?1.995
0.483?0.274由经验式知回流比为最小回流比的1.2~2倍，这次设计取1.5，所以
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攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型
R?1.5Rmin?1.5?1.995?2.993
(3)精馏塔的气、液相负荷，在全凝器及泡点回流下
L?RD?2.993?26.157?78.283Kmol/h
V?L?D?(1?R)D?(1?2.993)?26.157?104.445Kmol/hL'?L?qF?78.283?88.182?166.465Kmol/h
V'?V?（1?q）F?104.445Kmol/h
(4)操作线方程
精馏段操作线方程 yn?1?提馏段操作线方程
WxwL?qFxm?L?qF?WL?qF?W78.283?88.18262.025?0.01?xm? 78.283?1?88.182?62.05278.283?1?88.182?62.052?1.594xm?0.006ym?1?Rx2.9930.900xn?D?xn??0.749x?0.225 R?1R?12.993?12.993?1两操作线交点横坐标为xF?(R?1)xF?(q?1)xD(2.993?1)?0.274??0.274
R?q2.993?1理论板计算过程如下：气液平衡方程y?ax2.474x?
1?(a?1)x1?1.474x变形有x?y
2.474?1.474y由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推
y1?xD?0.900?相平衡???x1?0.784?精馏段???y2?0.812?相平衡???x2?0.636?精馏段???y3?0.701?相平衡???x3?0.487?精馏段???y4?0.590?相平衡???x4?0.367?精馏段???y5?0.500?相平衡???x5?0.288?精馏段???y6?0.0.441?相平衡???x6?0.241x6?xF，第7块板上升的气相组成馏段操作方程计算x6?0.241?提馏段???y7?0.378?相平衡???x7?0.197?提馏段???y8?0.309?相平衡???x8?0.153?提馏段???y9?0.238?相平衡???x9?0.112?提馏段???y10?0.172?相平衡???x10?0.078?提馏段???y11?0.118?相平衡???x11?0.051?提馏段???y12?0.075?相平衡???x12?0.032?提馏段???y13?0.041?相平衡???x13?0.017?提馏段???y14?0.030?相平衡???x14?0.0123?提馏段???y15?0.013?相平衡???x15?0.006?xW?0.01总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。
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