苯-甲苯浮阀连续精馏塔课程设计

第 2 章 精馏塔的工艺设计

2.1 产品浓度的计算

M苯=78.11 ， M甲苯=92.14 摩尔分数 XF=XD=XW=

0.37/78.110.37/78.11?0.63/92.140.95/78.110.95/78.11?0.05/92.140.01/78.110.01/78.11?0.99/92.14?0.409?0.957?0.012

摩尔质量

MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.409?78.11?(1?0.409)?92.14?86.40kg/kmol

MD?XDM苯苯?（1?XD）M甲苯?0.957?78.11?（1?0.957）?92.14?78.71kg/kmol

MW?XWM?（1?XW）M甲苯?0.012?78.11?（1?0.012）?92.14?91.16kg/kmol2.2 平均相对

挥发度的计算

温度计算

表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]

温度 /0C

苯/%(mol分率) 温度

/0C 液相

气相 0 21.2 37.0

95.2 92.1 89.4 86.8 苯/%(mol分率) 温度

/0C 液相 39.7 48.9 59.2 70.0 气相 61.8 71.0 78.9 85.3 84.4 82.3 81.2 80.2 苯/%(mol分率) 液相 80.3 90.3 95.0 100.0 气相 91.4 95.7 97.9 100.0 110.6 0 106.1 8.8 102.2 20.0

98.6 30.0 50.0 用内插法求得tF、tD、tW

40.9?39.7tD?80.2??tD?81.16?C tD :

100.0?95.095.2?100.0110.6?1006.1tW?110.6tW :??tW?109.99?C

0?21.21.2?0故由上塔顶温度tD?81.16?C

tF :

95.2?92.139.7?48.980.2?81.2?tF?95.2?tF?94.79?C

气相组成 yD:81.2?80.297.9?100.095.2?92.161.8?70.0?81.16?80.2100yD?100.095.2?74.79?yD?98.32%

进料温度tF?94.79?C 气相组成 yF:?61.8?100yF?yF?62.88%

塔底温度tW?109.99?C

气相组成 yW:110.6?106.10?21.2?110.6?109.990?100yW?yW?2.87%

由上温度和气相组成来计算相对挥发度

XXF?0.409,yF?0.6288??F??0.957,yD?0.9832??D?0.6288/0.409(1?0.6288)/(1?0.409)0.9832/0.957(1?0.9832)/(1?0.957)0.0287/0.012(1?0.0287)/(1?0.012)?2.4478 ?2.6296 ?2.4328

DXW?0.012,yW?0.0287??W?则精馏段平均相对挥发度?1? 提馏段平均相对挥发度?2?

?F??D?D2??W2?2.5387 ?2.5312

2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 2.2.1 最小回流比的计算

由Antonie方程 ，lnp??A?p?——温度

BT?C

T时的饱和蒸汽压

T——温度，K

A,B,C——Antonie常数

表2.2 tF下Antonie常数[1] 苯 甲苯

A 16.0137 15.9008

2788.51B 3096.52 2788.51

?7.06C

-53.67 -52.36

则 ： lnp?苯?15.9008-（94.79?273.15）?52.363096.52 p?苯?1164.45mmHg lnp?甲苯?16.0137? p?甲苯故 ??p?苯p?甲苯（94.79?273.15）?53.67?473.43mmHg

?6.16

?1164.45473.43?2.46 1??1?[XXDF最小回流比即为Rmin???(1?X1?XDF)]?12.46?1?[0.9570.409?2.46?(1?0.957)1?0.409]?1.48

2.2.2 适宜回流比的确定

设计中令回流比R?1.2Rmin?1.2?1.48?1.78 2.3 物料衡算

F : 进料量（Kmol/s） XF=0.409 原料组成（摩尔分数，下同）

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 ：

F?3400吨/年?3400?10?[0.37/78.11?(1?0.37)/92.148000?36003?1.36?10?3kmol/s

?F?D?W??FXF?DX?WX???1.36?10?D?W????3???1.36?10?0.409?0.957D?0.012W?3?3DW??????物料衡算式为 ：

D?0.5713?10?3

Kmol/s,W?0.7887?10?3Kmol/s因R=1.78

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

?3?1.36?10?2.38?10Kmol/s

?3?3V?V??(R?1)D?(1.78?1)?0.5713?10?1.59?10Kmol/s

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

物料 进料F 塔顶产品D 塔底残夜W

表2.3物料衡算结果表1

流量（kmol/s）

1.36?10?3

0.5713?100.7887?10?3?3表2.4 物料衡算结果表2

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 ：

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

?1.02?101.59?10?3?3x?0.9571.59?10?3?0.5713?10?3?y?0.64x?0.344（1）

提馏段操作线方程 ：

y??L?V?x??WV?XW?2.38?101.59?10?3?3x?0.7887?101.59?10?3?3?0.012?y??1.49x??0.006（2）

2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）

因??2.46，得出相平衡方程y??x1?(??1)x?2.46x1?2.46x或x?y2.46?1.46y（3）

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

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 塔顶与塔釜平均温度为tm?(tD?tW)2?81.16?109.992?95.575?C

t=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?L?(?LD??LW)2?0.253?0.2782?0.266mPa?s

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。