苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计课程设计(编辑修改稿)

苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

 * aaDa 全塔 1 og[ ( ) ( ) ]1 1 og    下面以 R=2Rmin 进行计算为例， R=2*=， (RRmin)/(R+1)=(） /(+1)= (NNmin)/(N+2)= 0. 5668m ( ) R R 因为 Nmin=,所以 N=≈ 13 同上，分别取回流比为 — ，得 比值 Rmin R Nmin (RRmin)/(R+1) (NNmin)/(N+2) N 2 13 RN 图 由图可得，取 R= 比较合适，此时对应的理论塔板数 N=≈ 13 由上求得 R=,a=，则 q 线方程为( 1 ) 7 7yyx a a y y   精馏段方程为12 . 3 8 0 . 9 6 6 0 . 7 0 4 0 . 2 8 61 1 2 . 3 8 1 2 . 3 8 1DnR x x xRR xy          R＇ =（ R+1）（ xFxW)/(xDxF)+( q1)（ xDxW)/(xDxF) = ( 8 1 ) ( 0 11 8 ) 66 11 8( 1 1 ) 4( 66 0) 66 0     所以提馏段的操作线方程为 39。 1 3 . 5 4 1 0 . 0 1 1 8 1 . 2 8 2 0 . 0 0 3 3 339。 39。 3 . 5 4 3 . 5 4WnR x x xRR xy       理论板数计算：先交替使用相平衡方程 (a)与精馏段操作线方程（ b） 计算如下： y1=xD= 相平衡 x1= y2= x2= y3= x3= y4= x4= 14 y5= x5= y6= x6= xF= y7= x7= y8= x8= y9= x9= y10= x10= y11= x11= y12= x12= y13= x13= xW= 总理论塔板数为 12（ 不包括再沸器 ），精馏段理论板数为 5，第 6 板为进料板。 2. 全塔效率 TE 依式： mTE   ，根据塔顶、塔底液相组成查 t xy 图， 塔顶温度为 ，塔底温度为 ， 求得塔平均温度为： 8 0 .7 5 8 1 0 9 .8 6 9 5 .3 12 ℃， 该温度下进料液相平均粘度为：  ( 1 ) 0 . 5 0 0 . 2 6 7 1 0 . 5 0 0 . 2 7 5 0 . 2 7 1 .m F Fx x m P a s            苯 甲 苯 则 0. 17 0. 61 6 l g 0. 17 0. 61 6 l g 0. 27 1 52 %TmE      3. 实际塔板数 N 精馏段： （层）精 5 N 提馏段： 7 提 （ 层 ） 故实际塔板数： 10 14 24N    （层） 五、塔的工艺条件及 有关 物性数据计算 （一） . 操作压强 mP 塔顶 操作压力 kPa ，取每层板的压降为 ，则进料板的压力 为：10 k Pa   ，塔底压力 为： 14 0. 7 11 8. 1WFP P k P a   ，故 精馏段 平均操作压 力 为： 1 0 1 . 3 1 0 8 . 31 0 4 . 82mP k P a（ 精 ）， 提 馏 段 平均操作压力 为：1 0 8 . 3 1 1 8 . 11 1 3 . 22mP k P a（ 提 ） （二） . 操作 温度 mt 之前已经求得， 得到塔顶：  ，进料板温度  ，塔底： 15  C0 ，则精馏段的平均温度： 08 0 . 7 5 8 9 1 . 3 5 8 6 . 0 5 42mtC， 精 ，提馏段的平均温度：, 1 0 9 .8 6 9 1 .3 5 1 0 0 .6 12mt 提 C0。 （三） . 平均分子量 mM 由逐板计数法可知 1  , 1  , 0 .7 1 3, 0 .5 0FFy x, .0 1, . 0 .0 2W Wyx 5 塔顶： 1  ， 1  0 . 9 6 6 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 6 ) 9 2 . 1 4 7 8 . 5 9 /V D mM Kg Km o l      0. 91 7 78 .1 1 ( 1 0. 91 7 ) 92 .1 4 79 .2 7 /LD mM K g K m ol      进料板：， 0 .7 1 3, 0 .5 0FFy x  0 . 7 1 3 7 8 . 1 1 1 0 . 7 1 3 9 2 . 1 3 8 2 . 1 3 /VFmM K g K m o l       0 . 5 0 7 8 . 1 1 1 0 . 5 0 9 2 . 1 3 8 5 . 1 2 /L F mM K g K m o l      塔底： 0 .0 1, . 0 .0 2W Wyx 5  0 . 0 2 7 8 . 1 1 1 0 . 0 2 9 2 . 1 3 9 1 . 8 6 /V W mM K g K m o l       0 . 0 1 7 8 . 1 1 1 0 . 0 1 9 2 . 1 3 9 1 . 9 9 /L W mM K g K m o l      则精馏段平均分子量： 7 8 . 5 9 8 2 . 1 3 8 0 . 3 6 /2VmM k g k m o l（ 精 ） ， ( 7 9 . 2 7 8 5 . 1 2 8 2 . 1 9 5 /2LmM k g k m o l精 ） 提 馏段平均分子量： 8 2 . 1 3 9 1 . 8 6 8 7 . 0 0 /2VmM k g k m o l（ 提 ） ， ( 8 5 . 1 2 9 1 . 9 9 8 7 . 0 9 /2LmM k g k m o l提 ） （四） . 平均密度 m 1） 气相密度 mV   31 0 4 . 8 8 0 . 3 6 2 . 9 3 /8 . 3 1 4 8 6 . 0 5 4 2 7 3 . 1 5MV mmv PM K g mRT   （ 精 ）（ 精 ）   31 1 3 . 2 8 7 . 0 0 3 . 2 7 /8 . 3 1 4 1 0 0 . 6 1 2 7 3 . 1 5MV mmv PM K g mRT   （ 提 ）（ 提 ） 2）液相密度 Lm 16 塔顶平均密度的计算 根据主要基础数据表 4，由内插法得： 3/ mKgLA  ， 3/ mKgLB  ，由LBBLAALmaa  1 （ a 为质量分率） 塔顶：  因为 1 0 .9 6 0 .0 48 1 3 .9 5 8 0 9 .0 7L m D ，即 /Lm D K g m  ； 进料板平均密度的计算 同 上 ， 由 内 插 法 可 得 进 料 板 温 度 下 对 应 的 苯 和 甲 苯 的 液 相 密 度 ：33 / 0 2,/2 3 0 6 mKgmKg LBLA   进料板，由加料板液相组成  0 . 5 0 7 8 . 1 1 0 . 4 60 . 5 0 7 8 . 1 1 1 0 . 5 0 9 2 . 1 3Aa    （ ） 1 0 .5 0 1 0 .5 08 0 6 .2 3 1 8 0 2 .2 6L m F，故 /L m F K g m  塔釜 平均密度的计算 由内插法可得 ： 33 /,/ mKgmKg LBLA   塔底：  1 0 .0 4 0 .9 67 8 1 .3 1 7 8 1 .1 3L m W ，即 37 8 1 .2 5 /L m W K g m 。 故精馏段平均液相密度： 8 1 3 . 3 8 0 6 . 4 5 8 0 9 . 8 82Lm （ 精 ） 3/mKg 提馏段平均液相密度： 3( 8 0 6 . 4 5 7 8 1 . 2 5 7 9 3 . 8 5 k g /m2Lm 提 ） （五） . 液体表面张力 m  nim ixi1  17 根 据 主 要 基 础 数 据 表 3 ， 由 内 插 法 得 ： 顶A , 顶B ，进A , 进B ， 底A ， 底B。 , 0 . 9 6 6 2 1 . 1 6 0 . 0 3 4 2 1 . 5 9 2 1 . 1 7 /m m N m     顶 , 0 . 5 0 2 0 . 3 1 0 . 5 0 2 0 . 8 2 2 0 . 5 7 /m m N m     进 , 0 . 0 1 1 8 1 7 . 7 6 0 . 9 8 8 2 1 8 . 5 4 1 8 . 5 3 /m m N m     底 则精馏段平均表面张力：( 2 1 . 1 7 2 0 . 5 7 2 0 . 8 7 /2m m N m 精 ） 提馏段平均表面张力： 2 0 . 5 7 1 8 . 5 3 1 9 . 5 5 /2m m N m （ 提 ） （六） . 液体粘度 Lm  nilm ixi1  根 据 主 要 基 础 数 据 表 5 ， 由 内 插 法 得 ： 顶A , 顶B ，进A , 进B ， 底A , 底B。 0 .9 6 6 0 .3 0 5 ( 1 0 .9 6 6 ) 0 .3 0 9 0 .3 0 5L m P a s       顶 0. 50 0. 28 5 ( 1 0. 50 ) 0. 29 1 0. 28 8L m P a s       进 0 . 0 1 1 8 0 . 2 3 5 ( 1 0 . 0 1 1 8 ) 0 . 2 5 5 0 . 2 5 5L m P a s       底 故精馏段平均液相粘度( 0 . 3 0 5 0 . 2 8 8 0 . 2 9 62Lm m P a s   精 ） 提馏段平均液相粘度 0 . 2 8 8 0 . 2 5 5 0 . 2 7 12Lm m P a s   （ 提 ） 求精馏塔的气液相负荷 精馏段：  1 (2 . 3 8 1 ) 7 9 . 5 6 2 6 8 . 9 1 /V R D K m o l h      ( 32 6 8 . 9 1 8 0 . 3 6 2 . 0 4 9 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 9 3VmSvmVMV m s   精 ）（ 精 ） 2 . 3 8 7 9 . 5 6 1 8 9 . 3 5 3 /L R D K m o l h    31 8 9 . 3 5 3 8 2 . 1 9 5 0 . 0 0 5 3 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 9 . 8 8LmLmLML s m s   （ 精 ）（ 精 ） 18 30 .0 0 5 3 4 3 6 0 0 1 9 .2 2 /hL m h   提馏段： 1 8 9 . 3 5 3 1 5 5 . 1 0 3 4 4 . 4 5 3 /L L q F K m o l h      ( 1 ) 2 6 8 . 9 1 /V V q F K m o l h     ( 32 6 8 . 9 1 8 7 . 0 0 1 . 9 8 7 /3 6 0 0 3 6。