年产量6万吨苯的精馏装置工艺装置设计 - 图文(4)

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设备的优点：

1)结构比复发他更简单，易于加工，为浮阀塔的的80%左右。

2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10-15%。 3)塔板效率高15%。 4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。

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2 工艺计算

2.1 原始数据

表2-1原始数据

物料名称 进料组分（质量分数） 塔顶组分（质量分数） 塔釜组分（质量分数） 苯 甲苯 72% 28% 98% 2% 4% 96% 2.2 塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。

表2-2各组分的相对分子质量

物料名称 苯 甲苯 分子式 （kg/kmol）摩尔质量 78.11 92.13 C6H6 C7H8 x=

?苯/M苯?苯/M苯+?甲苯/M甲苯 （2-1）

物料液 塔顶 塔釡

xF?xD?72/78.11?0.752072/78.11?28/92.13错误！未指定书签。 98/78.11?0.983098/78.11?2/92.13

xW?4/78.11?0.04684/78.11?96/92.13

2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M?xMC6H6?(1?x)MC7H （2-2）

8 MF?0.752?078.?7520?92.13?11?1?0.?8 2.04kg/kmol MD?0.9830?78.11??1?0.9830??92,13?78.39kg/kmol MW?0.0468?78.11??1?0.0468??92.13?91.57kg/kmol

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6?107D??92.34kmol/h

330?24?82.042.2.3 物料衡算

由物料衡算方程式得

F?D?W （2-3）

F?xF?D?xD?W?xW （2-4） 即 F?92.34?W 0.7520?F?92.34?0.9830?0.0468?W

W?30.2747kmol/h 由式解得 F?122.5874kmol/h 2.3 塔板数的确定

2.3.1 理论板层数NT的求取 (1) 温度

由内差法计算出进料、塔顶、塔底的温度

表2-3 苯与甲苯的Antoine参数

苯 甲苯 A 15.9008 16.0173 B 2788.51 3096.51 C -52.36 -53.67 用安托尼方程

苯ln760?15.9008?lnp?A?BC?T （2-5）

2788.51 T?353.25K 即T?80.1℃

T苯?52.36甲苯ln760?16.0173?3096.51 T?383.65K 即T?110.5℃

T甲苯?53.67将T?80.1~110.5取七段，则

T?T1x?x1? T2?T1x2?x1北京化工大学毕业设计 11

表2-4 不同温度下苯与甲苯的物性参数计算结果

T 0P/KPa 苯0P/KPa 甲苯80.1 101.33 40.0 2.5333 1.000 1.000 85 116.9 46.0 2.5413 0.780 0.900 90 135.5 54.0 2.5093 0.581 0.777 95 155.7 63.3 2.4597 0.411 0.632 100 179.2 74.3 2.4118 0.258 0.456 105 204.2 86.0 2.3744 0.1300 0.262 110.6 240.0 101.33 2.3685 0 0 ? x y

塔顶温度确定 XD?0.9830 又因为 XD??0.780,1.? 000列内差法

1.000?0.7800.9830?0.780 得 TD?80.47℃ ?8680.1?85TD?85塔釡温度 xW?0.0468 又因为 XW??0,0.1300?

列内差法

0.1300?00.0468?0 得 TW?108.5840℃ ?105?110.6TW?110.6 XF?0.7520 又因为 XF??0.581,0.? 780列内差法

0.78?00.5810.?75200.581 得 TF?85.7035℃ ?85?90TF?90结果如下 TF?85.70℃ TD?80.4786℃ TW?108.5840℃ 35用安托尼方程 lnpx? A? 得p0?eBC?T计算，

(A?B)C?(273.15?K)故 进料 PF0苯?e(15.9008-(273.15?2788.51)85.7035)?52.36?900.2748mmHg ?359.4230mmHg

P同理得 塔顶

0F甲苯?e（16.0173?(273.15?3096.51)85.7035)?53.67 PD0苯?768.9300mmHg塔釡

PD0甲苯?297.1390mmHg

PW0苯?1693.7495mmHg PW0甲苯?719.5313mmHg (2) 计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度

?F?PF?苯PF?甲苯?900.2748?2.5048359.4230 （2-6）

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?D?PD?苯PD?甲苯?PW苯?768.9300?2.5878

297.13901693.7495?2.3540

719.5313?W? 所以全塔相对挥发度

?PW甲苯??m??D??W?2.5878?2.3540?2.4681 （2-7）

2.3.2 相平衡线方程的确定

因为是泡点进料 即 xq?XF?0.7520 由相平衡方程式得 yq??m?xq2.4681?0.7520??0.8821

1?(?m?1)?xq1?(2.4681?1)?0.7520XD?yqyq?xq?0.9830?0.8821?0.77560.8821?0.7520Rmin? 由式

（2-8）

取回流比

R??1.1,2.0? Rmin R?1.5Rmin?1.5?0.7756?1.1634 （2-9）

2.3.3 求精馏塔的汽液相负荷

L?R?D?1.1634?92.34?107.4284kmol/h （2-10）

V??R?1??D??1.1634?1??92.34?199.7684koml/h （2-11）

V ?L?q?F?107.4284?1?122.5874?230.0158koml/h （2-12）

V'?V?199.7684kmol/h （2-13）

故 精馏段方程为

yn?1?XR1.16340.9830?xn?D?xn??0.5378xn?0.4544 （2-14） R?1R?11.1634?11.1634?1 提馏段

ym?1?W?XWL'230.015830.2474?0.0468?xm??xm?L'?WL'?W230.0158?30.2474230.0158?30.2474 （2-15）

即 ym?1?1.1514xm?0.007

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