完整化工原理课程设计 - 苯-甲苯精馏塔设计(2)

苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

项目 苯A 甲苯B 分子式 C6H6 C6H5—CH3 表1 苯和甲苯的物理性质 临界温度tC分子量M 沸点（℃） （℃） 78.11 80.1 288.5 92.13 110.6 318.57 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 85 90 95 100 116.9 135.5 155.7 179.2 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 105 204.2 110.6 240.0 温度0C 80.1 0PA,kPa 101.33 0PB，kPa 40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：P8例1—1附表2） 温度0C 80.1 85 90 95 100 液相中苯的摩尔1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 分率 汽相中苯的摩尔1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 分率 表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7) 温度

105 0.130 0.262 80 90 6

100 110 120 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 21.2 20 18.8 17.5 21.7 20.6 19.5 18.4 表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8) 80 814 90 805 100 791 110 778 16.2 17.3 120 763 768 120 0.215 0.228 809 801 791 780 表6 液体粘度μL（[1]：P365） 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 温度(℃) 80 苯（mPa.s） 0.308 甲苯0.311 （mPa.s） 温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 液相中苯的摩尔分率 气相中苯的摩尔分率 x y 0.00 0.00 1.00 2.50 3.00 7.11 5.00 11.2 10.0 20.8 15.0 29.4 20.0 37.2 25.0 44.2 30.0 50.7 35.0 56.6 40.0 61.9 45.0 66.7 50.0 71.3 55.0 75.5 60.0 79.1 65.0 82.5 70.0 85.7 75.0 88.5 80.0 91.2 85.0 93.6 90.0 95.9 95.0 98.0 97.0 98.8 99.0 99.61 100.0 100.0

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

3.2 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

甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol 自定义取值xF=0.351

xD=0.932 xw=0.042

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.351×78.11+(1-0.351)×92.13=87.21(㎏/mol) MD=0.932×78.11+(1-0.932)×92.13=79.06(㎏/mol) MW=0.042×78.11+(1-0.042)×92.13=91.56(㎏/mol)

（3）物料衡算 原料处理量

F = 3250/81.20 =40.03kmol/h 总物料衡算 D + W =40.03

苯物料衡算 0.351F = 0.932D + 0.042W 联立解得

D = 13.90 kmol/h W = 26.13 kmol/h 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

3 塔板数的确定

（1）理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。

①利用q线方程和相平衡方程联立求解得到最小回流比

q线方程：

（泡点进料q=1）

相平衡方程：y=αxP/(1+(α-1)xP)

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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

q=1则q线为垂直线，古xP = xF = 0.351

相对挥发度α = VA /VB = PA0 /PB0 （参照上表） 计算求得平均挥发度 α = 2.47 求得 xP = 0.351 yP = 0.57

依据最小回流比计算公式 Rmin = (xD - yP)/(yP - xP)=1.65

R = 1.8Rmin =1.8×1.65=2.97

②求精馏塔的气、液相负荷

L = RD = 1.65 × 13.90=22.935 (kmol/h) V =(R+1)D=(1.65+1)×13.90= 36.835 (kmol/h)

V、=（R+1)D _ (1 - q)F = 2.65×13.90=36.835 (kmol/h) (L、= RD + qF = 1.65×13.9 + 40.03 =62.965 (kmol/h) ③求操作线方程 精馏段操作线方程为

yn+1 = R xn/(R+1) + xD/(R+1) = 0.75 xn +0.233

提馏段操作线方程为

y、n+1 = L、xn/V - WXW/V、 = 1.71xn -0.03

（2）逐板法求理论板

又根据R1min???1[xDx??(1?xd)] 可解得 ?=2.47 F1?xf相平衡方程 y??x1?(??1)x? 1 2.475x? 1.475解得

xy?2.47x1?1.47xx?y 变形得

2.47?1.47y 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

yy1y11?xD = 0.932 ， x1?y?y?=0.847

1??(11)y1?2.475(1?y1)

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泡点进料：q=1) 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

yn+1 = 0.75 xn +0.233

x?y2.47?1.47y

y2 = 0.75 x1 +0.233 =0.868 x2 =0.723 y3= 0.75 x2 +0.233 =0.775 x3 = 0.580 y4= 0.75 x3 +0.233 =0.668 x4 = 0.450 y5= 0.75 x4 +0.233 =0.571 x5 = 0.350

因为,

x5 = 0.350 < xF=0.351

故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 yn+1 = L、xn/V、 + WXW/V、 = 1.71xn +0.03 y6= 1.71x5 -0.03 =0.568 x6 = 0.347

y7= 1.71x6-0.03 = 0.563 x7 = 0.343

y8=0.557 x8=0.337 ....

y17= 0.140 x17=0.062

y18= 0.076 x18=0.032

因为，

x18=0.032< xw=0.042

所以提留段理论板 n=18-5=13（不包括塔釜）进料板是定在第6块。 （3）全塔效率的计算

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