分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计(2)

苯的摩尔质量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 Mb=92.13kg/kmol

0.42 XF=0.4278.11=0.461 78.11?0.5892.130.98XD=0.9878.110.02 =0.983 78.11?92.130.03XW=0.0378.110.97 =0.035 78.11?92.13

图1精馏塔工艺流程图

(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.461?78.11+（1-0.461）?92.13=85.67kg/kmol MD=0.983?78.11+（1-0.983）?92.13=78.35kg/kmol MW=0.035?78.11+（1-0.035）?92.13=91.64kg/kmol (3)物料衡算

原料处理量 F=13000?10007200?85.67=21.08kmol/h

总物料衡算 21.08=D+W`

苯物料衡算21.08?0.461=0.983D+0.035W 联立解得:D=9.47kmol/h W=11.61kmol/h

表2物料衡算表

进料

出料

6

项目 进料F 合计

数量（kmol/h）

21.08 21.08

项目 产品D 塔底出量W

合计

数量（kmol/h）

9.47 11.61 21.08

2.2塔板数的确定

(1)理论板层数NT的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数

①由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图 见图2 ②求最小回流比及操作回流比

1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10.00.0DfgdebW0.10.20.30.4Xf0.50.60.70.80.91.0

图2图解法求理论塔数示意图

采用作图法求最小回流比。在图二的对角线上，自点e（0.461，0.461）处作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.682 xq=0.461 故最小回流比为

Rmin=

xD?yqyq?xq=

0.983?0.682=1.36

0.682?0.461取操作回流比为 R=2Rmin=2.72

③求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=2.72?9.47=25.76kmol/h

7

V=（R+1）D=（2.72+1）?9.47=35.23kmol/h L＇=L+F=25.76+21.06=46.84kmol/h V＇=V=35.23kmol/h ④求操作线方程

精馏段操作线方程为 y=

LD25.769.47x+x=0.731x+0.264 x+xD=

V35.2335.23DV 提馏段操作线方程为

y＇=

L'Wx'-xW=1.33x＇-0.0115 V'V'

⑤图解法求理论塔板数

采用图解法求理论板层数,如图2所示,求解结果为 总理论板层数 NT=12.5 进料板位置 NF=7 (2)实际板层数的求取 ①操作压力的计算

塔顶操作压力:PD=101.325+4=105.325KPa 每层塔板压降:△PF=0.7KPa

进料板压力:PF=105.3+0.7?12=113.7KPa

精馏段平均压力:Pm=0.5?(105.3+113.7)=109.5KPa ②操作温度计算

由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程计算，计算所得数据列入表3

表3试差法求塔顶温度和进料板温度数据表 t（℃） Pa（kPa） Pb（kPa） 80 81 81.7 81.75 81.73 81.8 82 83 84 85

x 1.070942 1.019669 0.984762 0.982299 0.97984 0.921997 0.875466 0.830389 t（℃） Pa（kPa） Pa（kPa） 91 92 93 94 x 100.8964 104.0439 106.2925 106.4546 106.3898 106.6169 107.2678 110.5694 113.95 117.4108 38.82307 40.18224 41.15628 41.22657 41.19844 41.29696 41.5795 43.01562 44.49139 46.0076 139.9328 55.99924 0.587378 143.9917 57.8213 0.550986 148.1412 59.69041 0.515649 152.3828 61.60744 0.481326 0.983284 94.60 154.9726 62.78102 0.461203 94.61 155.016 62.80072 0.46087 94.7 155.4075 62.97833 0.457882 95 96 156.7179 63.57325 0.447978 161.1477 65.58873 0.415568 8

0.970043 94.62 155.0595 62.82044 0.460538 86 87 88 89 120.9531 124.5782 128.2874 132.082 47.56503 49.16451 50.80684 52.49285 0.786708 0.744368 0.703314 0.663497 97 98 99 100 165.6737 67.65476 0.384061 170.2972 69.77223 0.353422 175.0196 71.94206 0.32362 179.8423 74.16514 0.294622 90 135.9634 54.22337 0.624867 塔顶温度:

平衡数据可查得:XD=0.983时,tD=81.73℃ 进料板温度:

从平衡数据可查得:XF=0.461时, tF=94.6℃ 精馏段平均温度：tm=（81.73+94.6）/2=88.16℃ ③平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

xD=y1=0.983,查平衡曲线得到： x1=0.9398

气相 MVDM=0.983×78.11+(1-0.983)×92.13=78.35㎏/kmol 液相 MLDM=0.940×78.11+（1-0.940）×92.13=78.95㎏/kmol 进料板平均摩尔质量计算

由气液平衡相图可知:yF=0.633时，xF=0.416

气相 MVFM=0.633×78.11+(1-0.633)×92.13=83.26㎏/kmol 液相 MLFM=0.416×78.11+(1-0.416)×92.13=86.30㎏/kmol 精馏段平均摩尔质量

气相 MVM= (78.35+83.26)/2=80.81㎏/kmol 液相 MLM= (78.95+86.30)/2=82.63㎏/kmol ④平均密度的计算 气相平均密度 ρPV=

MMmRT=109.5?80.81?(88.16?273.15)=2.95kg/m38.314 液相平均密度 ρLM=

1w

水?w乙醇?水?乙醇塔顶:

9

因为 T塔顶=81.73℃，查表ρA=813.2㎏/m3， ρB=808.3㎏/m3 代入上式ρLDM=1(0.98/813.2?0.02/808.3)=813.1㎏/m3

进料板:

因为x进料板=0.416，由手册查得：T进料板=94.6℃时 ρA=798.5㎏/m3，ρB=801.8㎏/m3 进料板液相的质量分率 aA=

0.416?78.110.416?78.11?(1?0.416)92.13=0.377

∴ρLFm=

1/798.5?0.623/801.8=800.6㎏/m3

0.377精馏段液相平均密度：

ρL= (ρLDM+ρLFM)/2= (813.1+800.6)/2=806.85㎏/m3 ⑤表面张力的计算 由公式σm=?Xi?i分别进行计算

塔顶

由Td=81.73℃查手册得：

σA =21.4mN·m-1 σB=21.7mN·m-1 σm顶=0.983×21.4+0.07×21.7=21.41mN/m 进料板

由TF=94.6℃ ，查手册得：

σA =19.7 mN·m-1 σB=20.9 mN·m-1 σm进=0.416×19.7+0.584×20.9=20.40 mN/m 精馏段液相平均表面张力为： σ?m顶??m进m精=

2=20.91mN/m

⑥液体平均粘度的计算 液体平均粘度的计算公式

lgμLm

?Xilg?i

10

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