苯-甲苯浮阀连续精馏塔课程设计

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D ：塔顶产品流量（Kmol/s） XD=0.957 塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s） XW=0.012塔底组成 进料量 ：

3400?103?[0.37/78.11?(1?0.37)/92.14F?3400吨/年??1.36?10?3kmol/s

8000?3600

?3??F?D?W???1.36?10?D?W????????3W??FXF?DXD?WXW???1.36?10?0.409?0.957D?0.012?物料衡算式为 ：

D?0.5713?10?3Kmol/s,W?0.7887?10?3Kmol/s因R=1.78

L?R?D?1.78?0.5713?10?3?1.02?10?3Kmol/s

L??L?q?F?1.02?10?3?1.36?10?3?2.38?10?3Kmol/s V?V??(R?1)D?(1.78?1)?0.5713?10?3?1.59?10?3Kmol/s

表2.3物料衡算结果表1

物料 流量（kmol/s）

进料F 塔顶产品D 塔底残夜W

物料

精馏段上升蒸汽量V 提馏段上升蒸汽量V? 精馏段下降液体量L 提馏段下降液体量L?

2.4 精馏段和提馏段操作线方程

精馏段操作线方程 ：

LD1.02?10?30.957?3y?x?XD?x??0.5713?10?y?0.64x?0.344（1） ?3?3VV1.59?101.59?10提馏段操作线方程 ：

L?W2.38?10?30.7887?10?3y??x??XW?x??0.012?y??1.49x??0.006（2） ?3?3V?V?1.59?101.59?102.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）

?x2.46xy?或x?（3）

1?(??1)x1?2.46x2.46?1.46y又因为塔顶有全凝器，所以y1?XD?0.957代入相平衡方程得x1?0.900代入（1）式得y2?0.92再代入（3）式得x2?0.824 反复计算得

1.36?10?3 0.5713?10?3 0.7887?10?3

组成 苯 0.409 甲苯 0.59 苯 0.957 甲苯 0.043 苯 0.012 甲苯 0.988

表2.4 物料衡算结果表2

物流（kmol/s） 1.59?10?3 1.59?10?3 1.02?10?3 2.38?10?3

因??2.46，得出相平衡方程y?6

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y3?0.871,x3?0.733y4?0.813,x4?0.639y5?0.753,x5?0.553y6?0.698,x6?0.484y7?0.654,x7?0.434y8?0.621,x8?0.399?XF?0.409将x8代入（2）式得y9?0.589代入（3）得x9?0.368 反复计算得

y10?0.542,x10?0.325y11?0.478,x11?0.271y12?0.398,x12?0.211y13?0.308,x13?0.153y14?0.222,x14?0.104y15?0.148,x15?0.066y16?0.092,x16?0.039y17?0.052,x17?0.022y18?0.027,x18?0.011?XW?0.012总理论板数为18块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需11块。

2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置

板效率用奥康奈尔公式 ET?0.49(??L)?0.245 计算

(t?t)81.16?109.99?95.575?C 塔顶与塔釜平均温度为tm?DW?22t=95.575?C时，由《化学化工物性数据手册》查得?A?0.252mPa?s,?B?0.279mPa?s 则

lg?LD?XDlg0.252?(1?XD)lg0.279?0.957lg0.252?(1?0.957)lg0.279?0.597?

?LD?0.253mPa?slg?LW?XWlg0.252?(1?XW)lg0.279?0.012lg0.252?(1?0.012)lg0.279?0.555??LW?0.278mPa?s(???LW)0.253?0.278?L?LD??0.266mPa?s22

故ET?0.49(2.46?0.266)?0.245?0.544 即全塔效率ET?0.544

则精馏段实际板数N精?7/0..544?13块 提馏段实际板数N提?(11?1)/0.544?21块

故实际板数为N实?N精?N提?13?21?34块，实际加料位置为第14块塔板。

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第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

3.1 物性数据计算

3.1.1 操作压强的计算

塔顶操作压力PD?1.0atm?101.325KPa 取每层塔板压降为?P?0.5KPa

进料板压力PF?101.325?0.5?13?107.825KPa 塔底压力P.825?0.5?21?118.325KPa W?107精馏段平均压力P.325?107.825)/2?104.575KPa 1?(101提馏段平均压力P2?(107.825?109.99)/2?113.075KPa 3.1.2 操作温度的计算

因tD?81.16?C,tF?94.79?C,tW?109.99?C 则精馏段平均温度t1?(81.16?94.79)/2?87.98?C 提馏段平均温度t2?(94.79?109.99)/2?102.39?C 3.1.3 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

y1?XD?0.957由相平衡方程得X1?0.900，则

MVD?0.957?78.11?(1?0.957)?92.14?78.71kg/kmol

MLD?0.900?78.11?(1?0.900)?92.14?79.51kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 MVF?0.621?78.11?(1?0.621)?92.14?83.43kg/kmol

MLF?0.399?78.11?(1?0.399)?92.14?86.54kg/kmol塔底平均摩尔质量计算

MVW?0.012?78.11?(1?0.012)?92.14?91.97kg/kmolMLW?0.0287?78.11?(1?0.0287)?92.14?91.74kg/kmol精馏段平均摩尔质量计算

MV?(78.71?83.43)/2?81.07kg/kmol

ML?(79.51?86.54)/2?83.03kg/kmol提馏段平均摩尔质量计算

?MV?(83.43?91.74)/2?87.585kg/kmol

?ML?(86.54?91.97)/2?89.255kg/kmol3.1.4 液体平均粘度的计算

液体平均粘度依lg?i??xilg?i计算

tD?81.16?C时，查《化学化工物性数据手册》得 ?LA?0.309mPa?s,?LB?0.312mPa?s

lg?LD?0.957lg0.309?(1?0.957)lg0.312??0.51??LD?0.309mPa?s进料板液体平均粘度的计算

tF?94.79?C时，查《化学化工物性数据手册》得

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?LA?0.257mPa?s,?LB?0.282mPa?s

lg?LF?0.399lg0.257?(1?0.399)lg0.282??0.57??LF?0.269mPa?s塔底液体粘度计算

tW?109.99?C时，查《化学化工物性数据手册》得 ?LA?0.235mPa?s,?LB?0.246mPa?s

lg?LW?0.012lg0.235?(1?0.012)lg0.246??0.6095??LW?0.246mPa?s精馏段液相平均粘度为：?L1?(0.309?0.269)/2?0.289mPa?s 提馏段液相平均粘度为：?L2?(0.269?0.246)/2?0.2575mPa?s 3.1.5 平均密度的计算

（1）气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即

PM104.575?81.07精馏段?V?1V??2.82kg/m3

RT18.314?(87.98?273.15)?113.075?87.585?P2MV??3.17kg/m3 提馏段?V?RT28.314?(102.39?273.15)（2）液相平均密度的计算

1?液相平均密度依??i

?i?LMaa1又?A?B(a为质量分数)

?LM?LA?LBtD?81.16?C时，查《化学化工物性数据手册》得 ?LA?813.69kg/m3,?LB?808.90kg/m3

0.9571?0.957???LD?813.67kg/m3?LD813.69808.90进料板，由加料板液相组成，xA?0.399

0.399?78.11?0.360 则aA?0.399?78.11?(1?0.399)?92.14tF?94.79?C时，查《化学化工物性数据手册》得 ?LA?798.36kg/m3,?LB?795.43kg/m3?

10.3601?0.360??1.256??LF?796.49kg/m3?LF798.36795.43tW?109.99?C时，查《化学化工物性数据手册》得

?1?LA?780.71kg/m3,?LB?780.31kg/m3

1?LW?0.0121?0.012???LW?781.25kg/m3780.71780.319