苯——甲苯二元物系板式精馏塔的设计化工原理课程设计(编辑修改稿)

苯——甲苯二元物系板式精馏塔的设计化工原理课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

6 .0 7 8 8 1 2 1 9 .5 8p   则 0Ap = akp 0Bp = akp 2） 0Ap = akp 0Bp = akp 3） 0Ap = akp 0Bp = akp 4） 0Ap = akp 0Bp = akp 5） 0Ap = akp 0Bp = akp 6） 0Ap = akp 0Bp = akp 7） 0Ap = akp 0Bp = akp 吉林化工学院化工原理课程设计 ７ 8) 0Ap = akp 0Bp = akp 9 ） 0Ap = akp 0Bp = akp 10） 0Ap = akp 0Bp = akp 因为苯 甲苯属于理想物系 所以乌拉尔定律代入  = 0Ap / 0Bp 则 1 =同理 α 2= α 3= α 4= α 5= α 6= α 7= α 8= α 9= α 10= 则 10 1023 2 .5 1      （ 2）求最小回流比及操作回流比。 进料线方程为1 11Fnnqxyxqq  当 q= Fx = 时 32 15eeyx  相平衡方程为 1 ( 1 ) 1 xx  两式联立 即 32 15eeyx  e exy x  得   故最小回流比为： Rmin= Deeexyyx = 0 .9 8 5 0 .6 6 7 2 1 .4 50 .6 6 7 2 0 .4 4 7 9  取操作回流比为： R=2Rmin=2  = 求精馏塔气液相负荷 精馏段： 2 . 9 0 4 4 . 8 5 1 3 9 . 0 6 5 k m o l / h( 1 ) ( 2 . 9 0 1 ) 4 4 . 8 5 1 7 4 . 9 1 5 k m o l / hL R DV R D         提馏段： 130 .065 100 227 .065 km ol /h( 1 ) 171 .915 km ol /hL L qFV V q F         操作线方程的确定 精馏段操作线方程：1 0 . 7 4 3 5 0 . 2 5 6 4DnnnLDy x x xVV     提馏段操作线方程：1 0 . 0 4 8 1n n W nLWy x x xVV   = 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法 由1 ( 1)xy x 知nnn yyx )1(   联立精提馏段操作线方程 得 1   1 0. 04 81nnyx    第一块塔板上升气相组成为 1y = Dx = 吉林化工学院化工原理课程设计 ８ 从第一块塔板下降的液体组成 1x = 1y / 1y = = 由第二块塔板上升气相组成为 210. 74 35 0. 25 64 0. 74 35 0. 96 32 0. 25 64 0. 97 25yx      同理 2  3  3  4  4  5  5  y6= x6= y7= x7= 8  8  ﹤ qx 所以 第 9 块 塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算 则 98 0 .0 4 8 0 .5 0 0 9yx   同理 9x = y10= x10= y11= x11= 12y = 12x = 13  13x = 14  14  15  15  ﹤ wx  所需 总理论板数 : 15 块 (包括再沸器 ) 进料位置：第 8 块 精馏段需 7块板 全塔效率的计算 （ 1）查苯 甲苯的气液平衡数据，由内差法求得 9 5 .2 9 2 .1 9 2 .13 9 .7 4 8 .9 4 5 .0 4 8 .9FF tt  得 Ft =℃ 8 1 . 2 8 0 . 2 8 0 . 29 5 . 0 1 0 0 . 0 9 8 . 5 1 0 0 . 0DD tt  得 =℃ 1 1 0 . 6 1 0 6 . 1 1 1 0 . 60 8 . 8 1 . 5 0WW tt  得  ℃ 精馏段平均温度 1  ℃ 提馏段平均温度 2 1 0 2 .1 22FWm ttt ℃ (2)液相平均黏度的计算 由 1  ℃时查书“液体黏度共线图”可得 5 .aamp s  5 .bamp s  当  ℃时， 2 .aamp s  2 .bamp s  当 Ft =℃时 ， .mp s  0 .mp s  当  ℃时， 0 .aamp s  2 .bamp s  根据液相平均黏度公式 Lm i ilg x lg    塔顶液相平均黏度计算 当 Dt  ℃时    L D m L F ml g 0 . 9 8 5 l g ( 0 . 3 1 ) 1 0 . 9 8 5 l g 0 . 3 3 0 . 3 1 0 m P a s          进料板液相平均黏度的计算 当 Ft =℃时      L F m L F ml g 0 . 4 5 l g 0 . 2 7 1 1 0 . 4 5 l g 0 . 2 9 0 0 . 2 8 1 m P a s          塔底液相平均黏度的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 ９ 当  ℃时      L W m L F m0 . 0 1 5 l g 0 . 2 3 2 1 0 . 0 1 5 l g 0 . 2 6 2 0 . 2 6 2 m P a s          则液相平均黏度为 Lm (0 . 3 1 0 0 . 2 8 1 0 . 2 6 2 ) / 3 0 . 2 6 2m P a s      (3)全塔效率的计算 0 .2 4 50 .4 9 ( ) 0 .5 3 2TLE   ∴精馏段实际板数 7 1 3 .1 6 1 40 .5 3 2TTNN E    提馏段实际板数 8 1 5 .0 4 1 60 .5 3 2TTNN E   （包括塔釜） 吉林化工学院化工原理课程设计 １０ 第三章 精馏塔的 工艺条件及有关物性数据的计算 操作压强 P 的计算 取每层塔板压降为 P=, 则 塔顶压强  进料板压强 14 kP aFP     塔底压强 30 kP aWP     精馏段平均压强 1 1 0 1 . 3 1 1 1 . 1 1 0 6 . 222DFmappp k p    提馏段平均压强 2 1 1 1 . 1 1 2 2 . 3 1 1 6 . 722FWppp k p    操作温度 塔顶温度： Dt =℃ 进料温度 ： Ft =℃ 塔底温度：  ℃ 精馏段平均温度： 176。 1 8 6 .9 6 C2DFm ttt  提馏段平均温度： 176。 2 1 0 2 .1 2 C2FWm ttt  物性数据计算 平均摩尔质量计算 （ 1）塔顶： 1 1 85 63 85 78 .11 ( 1 85 ) 92 .13 78 .32 kg m ol 63 2 78 .11 ( 1 63 2) 92 .13 78 .63 kg m olDV D mLD myxMM              x （ 2）进料板 : 110 . 3 8 2 9 0 . 6 0 9 00 . 6 0 9 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 0 9 0 ) 9 2 . 1 3 8 3 . 5 9k g m o l0 . 3 8 2 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 8 2 9 ) 9 2 . 1 3 8 6 . 7 6k g m o lFFVFmL F mxyMM             （ 3）塔底 : 110 . 0 1 5 0 . 0 3 70 . 0 3 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 3 7) 9 2 . 1 3 9 1 . 6 1 k g m o l0 . 0 1 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 5 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 9 2k g m o lWWV W mL W mxyMM             （ 4）精馏段平均摩尔质量： 气相 ： 11 7 8 . 3 2 8 3 . 5 9 8 0 . 6 1 k g m o l2VmM    液相 ： 11 7 8 . 6 3 8 6 . 7 6 8 2 . 7 0 k g m o l2LmM    （ 5）提馏段平均分子量： 气相 ： 12 9 1 . 6 1 8 3 . 5 9 8 7 . 6 0 k g m o l2VmM    吉林化工学院化工原理课程设计 １１ 液相 ： 12 9 1 . 6 1 8 6 . 7 6 8 9 . 1 9 k g m o l2LmM    平均密度的计算 （ 1）气相平均密度 Vm 的计算 精馏段平均密度 : 2 10 80 .96 5 / 14 ( 86 .96 27 5 )Vm k g m  提馏段平均密度 : 2 / ( )Vm k g m  （ 2）液相平均密度 Lm 的计算 由式 1 ABiL m i L A L B    求相应的液相密度。 ①塔顶平均密度的计算： Dt =℃时 ,查《化工原理》 (上 )得 338 1 4 . 4 / 8 0 9 . 5 /ABk g m k g m  0 . 9 8 5 7 8 . 1 1 0 . 9 8 2 40 . 9 8 5 7 8 . 1 1 1 0 . 9 8 5 9 2 . 1 3Aa     30 . 9 8 2 4 0 . 0 1 7 61 / ( ) 8 1 4 . 3 /8 1 4 . 4 8 0 9 . 5L D m k g m    ②对于进料板： Ft =℃时得 338 0 0 . 0 / 7 9 6 . 8 /ABk g m k g m 0 . 3 8 2 9 7 8 . 1 1 0 . 3 4 50 . 3 8 2 9 7 8 . 1 1 0 . 6 1 7 1 9 2 . 1 3Aa    30 . 3 4 5 0 . 6 5 51 / ( ) 7 9 7 . 9 /8 0 0 7 9 6 . 8L F m gm    ③对于塔底：  ℃时得 337 8 0 . 5 / 7 8 0 . 5 /ABk g m k g m 0 . 0 1 5 7 8 . 1 1 0 . 0 1 2 70 . 0 1 5 7 8 . 1 1 0 . 9 8 5 9 2 . 1 3Aa    30 . 0 1 2 7 0 . 9 8 7 31 / ( ) 7 8 0 . 5 /7 8 0 . 5 7 8 0 . 5L W m k g m    （ 3）精馏段平均液。