化工课程设计--苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔

温度(℃) 苯,kg/m3 80 814 809 90 805 801 90 0.279 0.286 100 791 791 100 0.255 0.264 110 778 780 110 0.233 0.254 120 763 768 120 0.215 0.228 甲苯,kg/m3 表6 液体粘度μL

温度(℃) 80 苯（mPa.s） 0.308 0.311 甲苯（mPa.s） 表7 Antoine常数 组分 A 苯 6.023 甲苯 6.078 B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58 1.2.5板式精馏塔流程简图

苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。

第二章 塔的设计计算

2.3.1 物料衡算与操作线方程

2.3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

xF?49/78.11?0.531249/78.11?59/92.13

2/78.11xW??0.023599/78.11xD??0.9922/78.11?98/92.13 99/78.11?1/92.13

2.3.1.2 平均分子量

MF?0.5312?78.11?(1?0.5312)?92.13?84.68Kg/KmolMD?0.992?78.11?(1?0.992)?92.13?78.22Kg/Kmol

MW?0.0235?78.11?(1?0.0235)?92.13?91.80Kg/Kmol 2.3.1.3 全塔物料衡算

单位时间内 进料量

//

总物料衡算 D+W=Fˊ=4600 （1） 易挥发组分物料衡算 O.99Dˊ+0.02Wˊ=0.49×F （2） 联立上式（1）、（2）得：F′=4600kg/h W′=2371kg/h D′=2229kg/h 则F?F?4600D?2229??54.32 Kmol/h D???28.50Kmol/h MF84.68MD78.22W?W?2371??25.83Kmol/h MW91.802.3.1.4 q线方程（在本设计中给定为q=1/3）

精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。

1xq0.45q?x?F?3???0.5x?0.7968

q?1q?11?11?133式中 q——进料热状态参数;

yq、xq——交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数； xF——进料中易挥发组分摩尔分数； 2.3.1.5 精馏段操作线

36

图一

因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。由图1可知xq=0.384;yq=0.605, 则Rmin?xD?yqyq?xq?0.992?0.605?1.75,取R=1.3Rmin=1.3×1.75=2.275

0.605?.384精馏段操作线方程为:

y?R12.2750.992x?xD?x??0.695x?0.303 R?1R?12.275?12.275?1式中 y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数； xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数； R──回流比，R＝L/D； 2.3.1.6 提馏段操作线

L?L?RD?2.275?28.50?64.8375kmol/h D1L??L?qF?64.8375??54.32?82.9442kmol/h 3L??V??W?V??L??W?82.9442?25.83?57.1142kmol/hL?Wxm?xw?1.45xm?0.0106 提馏段操作线：ym?1?V?V?R?2.3.2 理论塔板数的计算

2.3.3 塔板效率和实际塔板数

图2

2.3.3.1 塔板效率

从图（2）读出：塔顶液相组成xd=0.992，td?80.40C

0塔底液相组成xw?0.0235，tw=110.3C，所以，tm?80.4?110.3?95.350C。

2根据主要基础数据5），由内插法得u苯=0.266，u甲苯=0.274。 故

?m?xF??苯?(1?xF)?甲苯?0.2698mPa?.s

则ET?0.17?0.616lg?m?0.17?0.616lg0.2698?0.52?52% 2.3.3.2 实际板数NP 精馏段N精?98.5?17.3?18（块）?16.35?17（块） 提馏段N提?0.520.52 故实际塔板数Np=18+17=35（块）

2.4 塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段）