苯-甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔） - 图文(2)

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uF— 泛点气速,m/s；

u0—气体通过筛孔的速度,m/s； u′0—液体通过降液管底隙的速度,m/s；

Vh——气体体积流量,m3/h； Vs——气体体积流量,m3/s； wL——液体质量流量,kg/s； wV—气体质量流量,kg/s； Wc——边缘无效区宽度,m； Wd——弓形降液管宽度,m； Ws——泡沫区宽度,m； x— 液相摩尔分数； X——液相摩尔比； y——气相摩尔分数； Y——气相摩尔分比；

Z——板式塔的有效高度,m； 填料层高度,m。

下标

max—最大的； min—最小的； L—— 液相的；

V— —气相的θ——液体在降液管内停留时间,s；

μ——粘度,mPa·s；

Φ—开孔率或孔流系数，无因次； σ——表面张力,N/m； ρ——密度,kg/m3；

u0, min—漏液点气速,m/s；

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第2章 精馏塔的精馏段的设计计算

2.1设计方案的确定

本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用气液两相混合进料。将原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 MA?78kg/kmol甲苯的摩尔质量 MB?92kg/kmolxF?xD?xW?

0.45/78?0.4910.45/78?0.55/920.96/78?0.9660.96/78?0.04/920.04/78?0.0470.04/78?0.96/922.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.491?78?0.509?92?85.126MD?0.966?78?0.034?92?78.476

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2.2.3物料衡算

产品产出量 qn,D?4000?50.97??(kmol/h)78.476

总物料衡算 qn,F?50.97?qn,W

苯物料衡算 0.491qn,F?0.966???????0.047qn,Wqn,F?105.499kmol/hqn,W?54.529kmol/h

联立解得

2.3塔板数的确定

2.3.1理论板层数的确定

(1)求最小回流比及操作线回流比

由于是饱和液体进料，查表得苯—甲苯的相对挥发度α=2.47。 故最小回流比为

Rmin1?XD??1?XD??????1.23??1?X1?XF?F?

取操作回流比为

R?1.8Rmin?1.5?1.23?2

（2）求精馏塔的气液相负荷

qn,L?Rqn,D?2?50.97?101.94?(kmol/h)qn,V?(R?1)qn,D?(2?1)?50.97?152.91(?kmol/h)qn,L'?qn,L?qn,F?101.94?105.499?209.2?(kmol/h)qn,V'?qn,V?(q?1)qn,F?152.91(?kmol/h)

（3）操作线方程

精馏段操作线方程

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y?qn,Lqn,Vx?qn,Dqn,VxD?0.667x?0.322

提留段操作线方程

qn,L''qn,W'y?x?xW?1.357x'?0.017qn,V'qn,V'相平衡方程

yP?

?xP2.4537x?1?(??1)xP1?1.4537x

（4）逐板计算法求理论塔层数

逐板计算法是利用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相和液相组成，从而求得所需要的理论板数。

塔顶第一块塔板上升蒸气进入冷凝器，冷凝为饱和液体。馏出液组成 xD 与蒸气组成 y1 相同，即y1?xD。离开第一块理论板的液体组成 x1 应与 y1 平衡，可由相平衡关系求得。第二块板的上升蒸气组成 y2 可由精馏段操作方程从 x1 求得。以此类推，基本过程如下：

y1?xD?0.966?相平衡???x1?0.920 y2?0.936?相平衡???x2?0.856

y3?0.893?相平衡???x3?0.772

y4?0.837?相平衡???x4?0.675

y5?0.772?相平衡???x5?0.578y6?0.708?相平衡???x6?0.495

y7?0.652?相平衡???x7?0.431?xF第7块板为加料板

y8?0.568?相平衡???x8?0.347y9?0.454?相平衡???x9?0.252

y10?0.325?相平衡???x10?0.163

y11?0.204?相平衡???x11?0.094 y12?0.115?相平衡???x12?0.050

y13?0.051?相平衡???x13?0.021?xW

因此总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7块板为进料

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板。

2.3.2实际板层数求取

（1）求全塔效率ET

①求精馏塔中液相混合液的平均黏度

当p=101.33kPa时，苯和甲苯混合液（理想混合液）的y?x数据求得：

C 塔顶泡点温度 tD?80.?6塔底泡点温度 tW?107.8?C 由液体黏度共线图查得：

苯?????????A=0.315?mPa?s塔顶液体的黏度

甲苯 ?B=0.320 mPa?s塔底液体的黏度

甲苯 ?B=0.250 mPa?s由液相平均黏度计算公式??m=?xi?i分别求塔顶、塔底混合液的平均黏度

i?1n苯?????????A=0.235?mPa?s??3LD=m0.98???2LW=m0.01?0.315+?0.0170.235+?0.9880.320?=0.250?=0.250mPas

则精馏塔中液相的平均黏度为：??L=?LDm?LWm=0.315?0.250=0.281mPa?s ②求全塔效率ET

ET?0.49(??L)?0.245?0.536

所以，全塔效率ET?0.536。

（2）求实际塔板数

精馏段实际板层数 NP,精?6/0.536?12 提留段实际板层数 NP,提?7/0.536?14

总实际板层数 NP?NP,精?NP，提?12?14?26

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