发布时间 : 星期一 文章化工原理课程设计--苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计更新完毕开始阅读fe61cedda2116c175f0e7cd184254b35effd1a5a
改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.
第二章 精馏塔的工艺设计
2.1 精馏塔的物料衡算
2.1.1原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率： 进料组成：xF=0.45+0.001×(20-8)=0.462 溜出液组成：xD=0.92+0.001×(20-8)=0.932 釜液组成：xW=0.02+0.001×(20-8)=0.032
进料量F=100kmol/h
总物料衡算：F?D?W 即：100?D?W
易挥发组分物料衡算：FxF?DxD?WxW 即：100xF?0.932D?0.032W 联立解得：D=47.78kmol/h，W=52.22kmol/h 2.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量：
苯的摩尔质量：MA?78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量：MB?92.14kg/mol
MF=O.462×78.11+(1-0.462)×92.14=85.66kg/mol MD=0.932×78.11+(1-0.932)×92.14=79.06kg/mol
MW=0.032×78.11+(1-0.032)×92.14=91.69kg/mol 2.2物性参数的计算 2.2.1操作温度的计算
由苯---甲苯的气液平衡关系表2-1知：（101.3kPa) 表2-1
温度 苯的摩尔分数 t/℃ 液相 气相
x/％ y/％
110.4 0.0 0.0 106.0 102.0 98.0 94.0 92.0
10.8 21.0 32.2 44.6 51.2
23.2 39.9 54.3 66.8 72.5
温度 t/℃ 90.0 86.0 84.0 82.0 81.0 80.2
苯的摩尔分数 液相 x/％ 58.4 73.8 82.4 91.5 96.3 100.0
气相 y/％ 77.8 87.6 92.1 96.4 98.5 100.0
下面用内插法分别求塔顶，进料，塔釜的温度，分别用tD，tF，tW表示：
对于塔顶：xD=0.93，由气液平衡关系表用内插法求tD，即： 塔顶温度：
进料温度：
塔底温度：
精馏段平均温度：t1=
提溜段平均温度：t2=
tF?tW93.52?109.10==101.31℃ 22tF?tD93.52?81.65==87.585℃ 22tW?110.4= 解得：tW=109.10℃
3.2?0.0tF?94.094.0?92.0= 解得：tF=93.52℃
46.2?44.644.6?51.2tD?82.082.0?81.0= 解得：tD=81.65℃
93.2?91.591.5?96.3
2.2.2 相对挥发度α的计算
苯—甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：
BLgp0=A- 式中：t：物系温度，单位：℃ .p0：饱和蒸汽压/kPa， t?CA,B,C,—Antoine常数，见如下表2-2 表2-2
组分 苯(A) 甲苯(B)
A 6.023 6.078
B 1206.35 1342.94
C 220.24 219.58
120.06t?220.24即：苯-甲苯的安托因方程分别为：1342.94 0lgPB?6.078?t?219.580lgPA?6.023?
1206.350 ?PA=106.42Kpa
81.65?220.041343.940 lgpB=6.078- ? PB0=41.35Kpa
81.65?219.58
0对于塔顶：tD=81.65℃，则 lgPA=6.023-
PA0106.42αD=0==2.574
PB41.35
1206.350 ?PA=229.12Kpa
109.10?220.241343.94 lgPB0=6.078- ?PB0=97.52Kpa
109.10?219.580同理，塔底：tW=109.10℃ 则 lgPA=6.023-0 解得：p0A=229.308kPa, pB=97.230kPa
PA022.12αW=0==2.349
PB97.52
?相对挥发度为：
?m=?D??W=2.574?2.349=2.459
2.459x?x=
1?(??1)x1?1.459x2.459?0.462=0.68
1.459?0.462?1从而得到相平衡方程:y=
泡点进料：q=1，Xq=XF=0.462，代入相平衡方程，得yq=最小回流比为：Rmin=
xD?yqyq?xq=
0.932?0.68=1.16
0.68?0.462R=（1.1~2.0）Rmin，取R=1.8Rmin=1.8?1.16=2.09 2.3 精馏塔汽液相负荷
精馏段：L=RD= 2.09?47.78=99.86kmol/h
V=(R+1)D=(2.09+1)?47.78=147.64kmol/h 提馏段：L=L+qF=99.86+1?100=199.86kmol/h V?V?(q?1)F?V?147.64kmol/h 2.4 操作线方程的确定 精馏段操作线方程的确定：y?提馏段操作线方程的确定y?LD99.8647.78x?xD???0.932=?0.676x?0.301 VV147.64147.64LW199.8652.22x?xW?x?x?0.032?1.353x?0.011 VV147.64147.64联立以上两式得：xq?0.460，yq?0.611
2.5精馏塔理论塔板数的计算
对于苯-甲苯物系，我采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论板数： 精馏段操作线方程：yn?1?0.676xn?0.301 （1） 提溜段操作线方程：yn?1?1.353xn?0.011 （2）