陕西科技大学毕业论文 10
︱＝列内插法
0.64520.51120.56510.5112 ? TF =126℃
︱396︱401TF︱401 结果如下
TF=126℃ TD =114℃ TW = 135℃ 进料 P︱3096.520
(16.0173甲苯=e400.15︱53.67)=1188.2061mmHg
P0
(16.0195︱3279.52乙苯=e400.15︱59.95)=589.6328mmHg
同理得 塔底
P︱3096.520
甲苯＝e(16.0173408.15︱53.67)=1453.7475mmHg P0
(16.0195︱3279.47乙苯
＝e408.15︱59.95)=735.8307mmHg 塔顶 P0(16.0173︱3096.52甲苯
＝e387.15︱53.67)=838.6555mmHg P0(16.0195︱3279.52乙苯
＝e387.15︱59.95)=402.0193mmHg
计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度
аpΘ甲苯F=
PΘ =2.0152 乙苯 аpΘ甲苯D= PΘ =2.0861 乙苯 аpΘ甲苯W=
PΘ =1.9757
乙苯 因为是泡点进料 即 xq=xF=0.5651.
平均相对挥发度 аx=аХаDW=2.0301 由相平衡方程式得
yq=
аmx xm1＋(аｌ = 0.7251 (2.2)
m1)xq由式 Rｌqmin=
XDyy =1.4450 qｌxq取回流比 R=1.2Rmin=1.2×1.4450=1.7340 L=RD=1.7340×249.5874=432.7846kmol/h V=(R+1)D=(1.7340+1)×249.5874=682.3769koml/h
L'=L+q×F=432.7846+1×433.5681=866.3527koml/h
V'=V=682.3769kmol/h
故 精馏段方程为
(2?3)
年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计
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＋＋＋＋ 提留段方程为
ｌｌ 即 ym11.2696xm0.0093 (2?4)
＝精馏段 y1xD0.9563,
＝＋相平衡方程式
ｌ精馏段计算过程略，结果如下：
＝＝＝＝＝＝y20.9302 x20.8678 y30.9002 x30.8163
y40.8675 x40.7633 y50.8339 x50.7121 x60.6653 y60.8014
y7﹦ 0.7717 x7﹦ 0.6248 y8﹦ 0.7460 x8﹦ 0.5913 y9﹦ 0.7248
x9﹦ 0.5647
因为x9﹦0.5647＜ＸF﹦0.5651，所以第9层理论版为进料板，则此精馏段理论层数为8层。
'提馏段： xW=x1﹦ 0.4778
WxWL'y﹦＇x－用提馏段操作线方程： 计算。
V'nV''n＋1结果如下：
'y'2﹦ 0.5973 x2﹦ 0.4222 ''y3﹦ 0.5267 x3﹦ 0.3541 ''y4﹦ 0.4403 x4﹦ 0.2793 ''y5﹦ 0.3453 x5﹦ 0.2062
＝＝＝＝＝＝y10.9563 x10.9151
＋ｌｌyamx2.0301xy?x= (2?5)
2.03011.0301y1(am1)x1(2.03011)x＝＋＝ｌｌ＝ｌ ym1L'xm'LWWxW866.3527183.9807x0.0344x= m'866.3527183.9807LW866.3527183.9807＝ｌ＋ yn1RxnR1xD1.73400.9563xn= = 0.6342xn0.3498
R11.7340111.7340＝＋＋＋ｌ＋陕西科技大学毕业论文 12
''y6﹦ 0.2525 x6﹦ 0.1427 ''y7﹦ 0.1719 x7﹦ 0.0928 ''y8﹦ 0.1085 x8﹦ 0.0566 ''y9﹦ 0.0626 x9﹦ 0.0318
因为，x9﹦0.0318＜xW﹦ 0.0344 所以提馏段理论板层数为9-1=8。
总理论板层数：NT﹦8＋8﹦16，进料板层数：NF﹦8。 （3）实际板层数的求取
已知ET﹦ 0.5
N8 所以 NP﹦T﹦﹦16
ET0.5 精馏段实际板层数 N精﹦8﹦ 16 0.5 N提﹦8﹦ 16 0.5第2.2节 热量衡算
2.2.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算 （1）甲苯乙苯的塔顶、塔底温度分别为
tD=114℃，tW=135℃ 查甲苯乙苯汽化潜热图得，
tD=114℃ r﹦33038.0870KJ/kmol r﹦37420.32KJ/kmol 乙甲tW=135℃ r乙=36101.1KJ/kmol 甲=31723.802KJ/kmol r则 r顶＝r甲·XD+r乙（1—XD）
=33038.0870×0.9563+37420.32（1-0.9563） =33229.5906KJ/Kmol r底=r甲XW+r乙（1－XW）
=31723.802×0.0344+36101.1×（1-0.0344） =35950.5210KJ/Kmol
年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计
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热量损失忽略。 （2）对精馏段（塔顶冷凝器）
ＱD=Vr=W水×CPC (t2-t1) (2?7)
冷却水的消耗量为：
W水=QD/ CPC(t2-t1)=541948.0168
（3） 对提馏段（再沸器）
2258.4KJKgr加==40644KJKmol1KmolKg18
QL=V·r顶=22675105.02KJ/h (2?8)
Q1=V·r底+QL=47206910.09 KJ/h
V加=Q1r加=1161.4730Kmolh
（4）热蒸汽消耗量
Ｑ=V加r加=1161.4730×40644=47206908.61KJ/Kmol
第2.3节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.3.1 以精馏段为例进行计算 （1）操作压力计算
单板压降 ≤0.7 KPa 全塔效率 ET=0.5 塔顶操作压力 PD=101.325KPa 每层塔板压降 △P=0.6KPa
进料板压力 PF=101.325+0.6×16=110.925KPa 精馏板平均压力 Pm=（2）操作温度的计算
前面已用泡点方程通过内差法计算出泡点温度。 塔顶温度 tD=114℃ 精料板温度 tF=126℃
101.325+110.925=106.125KPa
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精馏段平均温度 tm=（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
由逐板计算理论塔板得 xD=y1=0.9563，x1=0.9151
MVDM=0.95Χ l6392.+1(41-0.9Χ563)106.1=7K9g/Kmo MLDM=0.91Χ5192.+1(41-0.9Χ151)106.1=7进料板平均摩尔质量计算
由逐板计算法计算理论塔板得 yF=0.7248，xF=0.5647
MVFm=0.72Χ4892.+14- MLFm=0.56Χ 4792.+(114-0.56Χ47)1=06.17K9g8.2K4m7o3l精馏段平均摩尔质量
MVm=(92.7531+96.0010)/2=94.3771Kg/Kmol
MLm=(93.3311+98.2473)/2=95.7892Kg/Kmol
（4）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程 ρVm=②液相平均密度计算
液相平均密度用式 1/ρLm=?ai/ρi计算
塔顶液相平均密度的计算，当tD=114查甲苯、乙苯液相密度表得
ρ甲 =776.54Kg/m3，ρ乙 =781.96Kg/m3
1=776.8092Kg/m3
0.95/776.54+0.05/781.96 ρLDm=进料板液相密度的计算
当tF=126℃时，查甲苯、乙苯液相密度表得
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114+126=120℃ 2 lK9g/Kmo 010(10.Χ7248=)106.Kg17Kmol96.0/PmMVm106.7×94.3771==3.0642Kg/m3 RTm8.314×(273.15+120)ρ甲=761.6Kg/m3，ρ乙=769.04Kg/m3
aA=0.5647x92.140.5647x92.14+0.4353x106.17=0.5296
1=765.0818Kg/m3
0.5296/761.6+0.4704/769.04ρLFm=