苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔设计(编辑修改稿)

苯----甲苯二元物系浮阀精馏塔设计(编辑修改稿)内容摘要：

1 . 6 4 1 0 . 9 8 2 1 . 2 2 8 8 /L D m A D D B D Dx x m N m           Ft =℃， 吉林化工学院化工原理课程设计 13 1 0 0 9 0 9 1 . 4 9 0 , 2 0 . 0 2 7 5 /1 8 . 2 5 2 0 . 0 6 2 0 . 0 6 AFAF m N m 1 0 0 9 0 9 1 . 4 9 0 , 2 0 . 4 1 5 1 /1 9 . 9 4 2 0 . 5 9 2 0 . 5 9 BFBF m N m mmNxx FBFFAFL F m /2 4 0 )1(   Wt = ℃， 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 1 0 0 , 1 7 . 8 0 4 /1 7 . 6 6 1 8 . 8 5 1 8 . 8 5 AWAW m N m 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 1 0 0 , 1 8 . 5 9 5 1 /1 8 . 4 1 1 9 . 9 4 1 9 . 9 4 BWBW m N m    1 1 7 . 8 0 4 0 . 0 3 1 8 . 5 9 5 1 1 0 . 0 3 1 8 . 5 7 1 4 /L W m A W W B W Wx x m N m           精馏段液相平均表面张力 : mmNL F mL D mLm /7 3 4  ）（  提馏段液相平均表面张力： mmNL W mL F mLm /4 0 6 )(2   热量衡算 加热介质的选择 选用饱和水蒸气，温度 140℃，工程大气压为 . 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜过高。 热量衡算： 由上面知道塔顶温 Dt =℃， Wt =℃， Ft =℃ 由不同温度下苯和甲苯的摩尔汽化热公式： Cp=a+bT+cT2 查表得，对于苯， a=,b=,c= 对于甲苯， a=,b=,c= 求得在 Dt 、 Ft 、 wt 下的苯和甲苯的汽化热（单位： / ( )kJ kmol K ）， 1 pC 和 2pC 分别代表苯和甲苯的汽化热。 tD=℃ 1  / ( )kJ kmol K 2  / ( )kJ kmol K 吉林化工学院化工原理课程设计 14 12 (1 )pD p D p DC C x C x    / ( )kJ kmol K = / ( )kJ kmol K ： tW=℃ 1  / ( )kJ kmol K ； 2  / ( )kJ kmol K 12 (1 )pW p W p WC C x C x     = / ( )kJ kmol K Ft =℃： 1  / ( )kJ kmol K 2  / ( )kJ kmol K 12(1 )P P F P FC C x C x    = / ( )kJ kmol K Dt =℃ : 1 39 3. 77 6 /r KJ Kg 2 3 7 9 .6 2 5 /r KJ Kg 12 (1 )DDr r x r x     = 3 9 3 . 7 7 6 0 . 9 8 3 7 9 . 6 2 5 (1 0 . 9 8 )    = 塔顶 12(1 )D DDM M x M x    = 7 8 .1 1 0 .9 8 9 2 .1 4 (1 0 .9 8 )    /kg kmol （ 1） 0℃时塔顶气体上升的焓 VQ 塔顶以 0℃为基准， DpDVDQ V C t V M      1 6 8 . 5 4 9 9 . 7 9 8 0 . 4 1 6 8 . 5 4 3 9 3 . 4 9 7 8 . 3 9      6550974. 063 /KJ h （ 2）回流液的焓 RQ 此为泡点回流，据 t x y 图查得此时组成下的泡点 Dt ，用内插法求得回流液组成下的 39。 Dt =℃ ,在此温度下： 1  / ( )kJ kmol K 2  / ( )kJ kmol K 12 (1 )p p D p DC C x C x     = 9 9 .8 3 0 .9 8 1 2 4 .3 8 (1 0 .9 8 )    = / ( )kJ kmol K 回流液组成与塔顶组成相同 吉林化工学院化工原理课程设计 15 1 1 3 . 2 8 9 9 . 7 9 8 0 . 4 9 0 8 8 5 8 . 5 8 /D D DQ L Cp t k j h       （ 3）塔顶馏出液的焓 DQ 因馏出口与回流口组成一样，所以 9 9 .7 9 / ( )pC kJ km ol K 5 5 . 2 6 9 9 . 7 9 8 0 . 6 4 4 4 4 6 0 . 2 6 9 /R P DQ D C t K J h       （ 4）冷凝器消耗的焓 CQ 4/C V R DQ Q Q Q k J h       （ 5）进料口的焓 FQ 1291939Q F C t    kJ/h （ 6）塔底残留液的焓 6 9 . 7 4 1 2 3 . 6 2 1 0 8 . 7 9 9 3 7 9 0 6 . 7 4 4 9 /W P W WQ W C t K J h       （ 7）再沸器 BQ （全塔范围列衡算式） 塔釜热损失为 10% ，则  设再沸器损失能量 Q 损  ， B F C W DQ Q Q Q Q Q    损 加热器实际热负荷 B C W D FQ Q Q Q Q    =QB=表格 15 热量衡算表 项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 平均比热 kJ/() 热量 kJ/h 1291939 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由 1  , 1  可知：    11 1 0 . 9 8 7 8 . 1 1 1 0 . 9 8 9 2 . 1 4 7 8 . 3 9 /V D m A BM y M y M k g k m o l            11 1 0 . 9 5 1 1 7 8 . 1 1 1 0 . 9 5 1 1 9 2 . 1 4 7 8 . 8 /L D m A BM x M x M k g k m o l         进料板平均摩尔质量的计算 由  ， xF= 可知：    1 0 . 6 3 8 0 7 8 . 1 1 1 0 . 6 3 8 0 9 2 . 1 4 8 3 . 1 9 /V F m F A F BM y M y M k g k m o l         k m o lkgMxMxM BFAFL F m /)1(  塔釜平均摩尔质量的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 16 由  ,由相平衡方程得 :     1 0 . 6 9 7 7 8 . 1 1 1 0 . 6 9 7 9 2 . 1 4 8 2 . 3 6 /V w m w A w BM y M y M k g k m o l            1 0 . 0 3 7 8 . 1 1 1 0 . 9 7 9 2 . 1 4 9 1 . 7 2 /L w m w A w BM x M x M k g k m o l         精馏段平均摩尔质量的计算 7 8 . 3 9 8 3 . 1 9 8 0 . 7 9 /2VmM k g k m o l 7 8 . 8 8 5 . 1 3 8 1 . 9 6 5 /2LmM k g k m o l 提馏段平均摩尔质量的计算 8 3 . 1 9 8 2 . 3 6 8 2 . 7 7 5 /2VmM k g k m o l 8 5 . 1 3 9 1 . 7 2 8 8 . 4 2 5 /2LmM k g k m o l 平均密度 [3]计 算 气相平均密度计算 表 25 苯和甲苯的不同温度下密度 [2] 温度 t ，℃ 80 90 100 110 120 L， 苯 3kg/m 815 ,L甲 苯 3kg/m 810 已知混合液密度：1 ABL A Baa  。 用内插法求得苯，甲苯在 Ft ,Dt ， Wt 温度下的密度。 Dt =℃ 118 0 9 0 8 0 8 0 . 4 8 1 4 . 5 4 4 98 1 5 8 0 3 . 9 8 1 5 LL   3/kg m 228 0 9 0 8 0 8 0 . 4 8 0 9 . 5 9 8 28 1 0 8 0 0 . 2 8 1 0 LL   3/kg m 121 0 . 9 7 5 6 1 0 . 9 7 5 6 8 1 4 . 4 2 8 0DD L L      3/kg m 吉林化工学院化工原理课程设计 17  ℃ 111 0 0 9 0 9 5 . 4 0 9 1 . 4 8 0 2 . 3 0 4 17 9 2 . 5 8 0 3 . 9 8 0 3 . 9 LL   3/kg m 221 0 0 9 0 9 2 . 6 9 1 . 4 7 9 7 . 5 3 6 97 9 0 . 3 8 0 0 . 2 8 0 0 . 2 LL   3/kg m 21  FLLF  3/kg m Wt =℃ 111 0 0 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 7 8 1 . 7 7 67 9 2 . 5 7 8 0 . 3 7 9 2 . 5 LL   3/kg m 221 0 0 1 1 0 1 0 0 1 0 8 . 7 9 7 8 0 . 3 0 2 47 9 0 . 3 7 8 0 . 3 7 9 0 . 3 LL   3/kg m 121 0 . 0 2 5 5 1 0 . 0 2 5 5 7 8 1 . 5 1 6 8WW L L      3/kg m 所以精馏段 : 2 7 4 2 521  DFL  3/kg m 提馏段 : 8 1 9  WFL  3/kg m 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 ,即 精馏段   31 0 6 . 5 5 1 8 0 . 7 9 2 . 8 8 /8 . 3 1 4 8 5 . 9 0 5 2 7 3 . 1 5m V mVm mM k g mR       提馏段   31 1 7 . 0 5 8 2 . 7 7 5 3 . 1 2 /8 . 3 1 4 1 0 0 . 0 9 5 2 7 3 . 1 5m V mVm mM k g mR       （ 1）精馏段的气液体积流率： 由精馏段的气液 负荷： V=， L=：吉林化工学院化工原理课程设计 18 331 6 8 .5 4 8 0 .7 9 1 .3 1 3 3 0 5 /3 6 0。