苯甲苯精馏塔.docx
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苯甲苯精馏塔.docx
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苯甲苯精馏塔
摘要
在化工生产中,精馏是最常用的单元操作,,是分离均相液体混合物的最有效方法之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。
前者的代表是板式塔,后者的代表则为填料塔。
70年代初能源危机的出现,突出了节能问题。
随着石油化工的发展,填料塔日益受到人们的重视,此后的20多年间,填料塔技术有了长足的进步,涌现出不少高效填料与新型塔。
苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义。
关键词:
苯甲苯精馏塔
目录
摘要1
目录2
前言2
第一章 文献综述4
1.1苯4
1.1.1苯的来源4
1.1.2苯的性质5
1.2甲苯6
1.2.1甲苯的来源6
1.2.2甲苯的性质6
1.3精馏塔的介绍8
1.4精馏原理9
1.5精馏技术的进展9
第二章设计部分11
2.1设计任务11
2.2设计方案的确定11
2.2.1装置流程的确定11
2.2.2操作压力的选择12
2.2.3进料热况的选择12
2.2.4加热方式的选择13
2.2.5回流比的选择13
2.3精馏塔的工艺计算13
2.3.1精馏塔的物料衡算13
2.3.2理论板层数NT的求取14
2.3.3实际板层数的求取15
2.3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算15
2.3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算17
2.3.6塔板主要工艺尺寸的计算18
2.3.7筛板的流体力学验算20
2.3.8塔板负荷性能图22
第三章结论26
参考文献28
附录29
致谢32
前言
根据资料显示:
苯沸点80.1度,而甲苯是110.6,两样物质化学性质相近,故只能采用沸点不同进行分离,可将混合物置于水浴中,进行蒸馏,这种方法只能得到的纯度不可能达到百分之九十九,故可参考酒精和水分离方法,当用普通的蒸馏方法提纯达到97.6%(体积分数)之前,挥发系数K大于1,但到了97.6%这个点时,挥发系数K就会等于1,这时酒精再也不能从混合液中挥发出来,于是就再下不能往下得到纯度更高的酒精溶液,同样,甲苯和苯混全物中,当用常规方法提取苯到一定浓度时,当苯的纯度达到了像97.6%这样的这个点时,就再也不能往下提纯了,只有用负压精蒸的方法才能进行,当压力下降到一定值时,再蒸馏就可以达到更到纯度了,甚至可达到100%。
在本设计中我们使用筛板塔,筛板塔的突出优点是结构简单,造价低。
合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性,而且效率高。
采用筛板可解决堵塞问题,适当控制漏液。
筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一,五十年代之后,通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。
近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。
为减少对传质的不利影响,可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状,这样可以降低进口处的速度,使塔板上气流分布均匀。
筛板塔多用不锈钢板或合金制成,使用碳钢的比较少。
实际操作表明,筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降,其操作的负荷范围比泡罩塔窄,但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。
为了培养学生独立思考,综合运用所学知识,解决实际问题的能力,给同学们一片自己动手的天空,老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好机会——筛板塔的设计。
为了搞好本次设计的内容,务必做到事实求是、事必躬亲、作风严谨、滴水不漏。
为了将来工作得心应手,我们应该认真对待这次课程设计。
第一章 文献综述
1.1苯
1.1.1苯的来源
工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产,甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也是苯重要的工业来源,由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。
不同国家和地区的苯供应情况各不相同:
美国主要从重整汽油中获得;西欧主要来自裂解汽油;中国则主要由重整汽油及炼焦副产品生产。
由重整汽油及裂解汽油分离苯 在石脑油经催化重整所得的重整汽油中,约含苯6%(质量),用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出,再精馏得到苯、甲苯、二甲苯。
由烃类裂解得到的裂解汽油中,苯含量最高可达40%(质量),工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。
(见芳烃抽提)
脱烷基制苯 所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯,由芳烃的供需平衡决定。
烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。
催化脱烷基法反应温度500~650℃,压力3.0~7.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂,特点是能耗低,但因催化剂易结焦,需有较大的氢/烷基苯比,俗称氢油比。
此外,还要求原料中非芳烃含量不能太高。
热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高约100~200℃,压力为3.0~10.0MPa,特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要求高。
两种脱烷基法流程十分相似(图2),其主要差异只是在反应器构造上。
原料与氢混合加热后进入反应器。
反应后,混合物经冷却进入气液分离器,分出氢气等气相物料。
液相混合物经稳定塔、白土处理器,最后再经精馏塔得产品苯。
脱烷基反应的关键是维持正常温度,温度过高引起苯收率下降和严重结焦,故应及时移出反应热(可用低温氢为冷却剂)。
两种脱烷基的甲苯单程转化率都在70%~85%,苯收率95%~98%。
甲苯歧化 甲苯与苯比较,用途较少。
甲苯经歧化反应除制得苯外,同时获得用途较大的二甲苯,因此这也是解决各种芳烃的需求不平衡的重要方法(见碳八芳烃)。
从炼焦副产分离苯 煤焦化过程中,除生成焦炭外,得到焦炉煤气及液体产物。
焦炉煤气经油吸收分离,得到芳烃混合物,再用硫酸处理或催化加氢,脱除混合物中烯烃及含硫化合物,得到粗苯。
粗苯中含苯(50%~70%)、甲苯、二甲苯等,可用精馏法分离出苯。
1.1.2苯的性质
最简单的芳烃。
分子式C6H6。
为有机化学工业的基本原料之一。
无色、易燃、有特殊气味的液体。
熔点5.5℃,沸点80.1℃,相对密度0.8765(20/4℃)。
在水中的溶解度很小,能与乙醇、乙醚、二硫化碳等有机溶剂混溶。
能与水生成恒沸混合物,沸点为69.25℃,含苯91.2%。
因此,在有水生成的反应中常加苯蒸馏,以将水带出。
苯在燃烧时产生浓烟。
苯能够起取代反应、加成反应和氧化反应。
苯用硝酸和硫酸的混合物硝化,生成硝基苯,硝基苯还原生成重要的染料中间体苯胺;苯用硫酸磺化,生成苯磺酸,可用来合成苯酚;苯在三氯化铁存在下与氯作用,生成氯苯,它是重要的中间体;苯在无水三氯化铝等催化剂存在下与乙烯、丙烯或长链烯烃作用生成乙苯、异丙苯或烷基苯,乙苯是合成苯乙烯的原料,异丙苯是合成苯酚和丙酮的原料,烷基苯是合成去污剂的原料。
苯催化加氢生成环己烷,它是合成耐纶的原料;苯在光照下加三分子氯,可得杀虫剂666,由于对人畜有毒,已禁止生产使用。
苯难于氧化,但在450℃和氧化钒存在下可氧化成顺丁烯二酸酐,后者是合成不饱和聚酯树脂的原料。
苯是橡胶、脂肪和许多树脂的良好溶剂,但由于毒性大,已逐渐被其他溶剂所取代。
苯可加在汽油中以提高其抗爆性能。
苯在工业上由炼制石油所产生的石脑油馏分经催化重整制得,或从炼焦所得焦炉气中回收。
苯蒸气有毒,急性中毒在严重情况下能引起抽筋,甚至失去知觉;慢性中毒能损害造血功能。
1865年,F.A.凯库勒提出了苯的环状结构式(见图1a),目前仍在采用。
根据量子化学的描述,苯分子中的6个π电子作为一个整体,分布在环平面的上方和下方,因此,近年来也用图1b式表示苯的结构.
1.2甲苯
1.2.1甲苯的来源
煤焦化副产的粗苯馏分中含甲苯15%~20%(质量),其数量与原料煤的性质、焦化深度有关。
一般生产每吨焦炭可副产甲苯1.1~1.3kg。
用硫酸洗除粗苯馏分中不饱和烃和杂质,再经碱中和、水洗、精馏,可得到纯度很高的甲苯。
催化重整油中含芳烃50%~60%(体积),其中甲苯含量可达40%~45%。
催化重整油采用二甘醇、环丁砜、Ν-甲基吡咯烷酮等溶剂进行萃取以回收芳烃(见芳烃抽提),最后经精馏得到高纯度甲苯。
裂解汽油中芳烃含量为70%(质量)左右,其中15%~20%是甲苯。
裂解汽油经两段加氢脱除二烯烃、单烯烃和微量硫,再经萃取、精馏,可得到纯度99.5%以上的甲苯。
1.2.2甲苯的性质
一种芳烃,分子式C6H5CH3。
存在于煤焦油和某些石油中。
无色易燃液体。
熔点-95℃,沸点110.6℃,相对密度0.8669(20/4℃)。
不溶于水,能溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。
膨胀系数大,凝固点低,可用来制造低温温度计。
甲苯比苯更容易发生取代反应。
甲苯硝化时生成邻和对硝基甲苯,继续硝化生成2,4,6-三硝基甲苯(TNT),是一种重要的炸药。
甲苯在加热时氯化,生成氯化苄C6H5CH2Cl,但在三氯化铁存在下,氯化反应在苯环上进行,生成邻和对氯甲苯。
甲苯在催化剂存在下用空气氧化,生成苯甲酸C6H5COOH。
在甲苯过剩的国家中,则利用甲苯的加氢去甲基生产苯。
甲苯在工业上从石脑油重整产物中分离,或从蒸馏煤焦油所得的中油馏分中回收。
甲苯加在汽油中可提高其抗爆性能,还可作溶剂。
甲苯
常规
别名
甲基苯,苯基甲烷
IUPAC中文命名
1-甲基苯
CAS号
108-88-3
分子式
C7H8
分子量
92.14g/mol
SMILES
CC1C=CC=CC=C1
InChI
溶解度
0.053g/100mL(20-25℃)
pKa
pKa1
pKa2
pI
物理性质
熔点
180K(-93℃)
沸点
383.8K(110.6℃)
三相点
临界点
偶极矩
熔化热(ΔfusH)
kJ/mol
汽化热(ΔvapH)
kJ/mol
[α]D20
°mL/g/dm()
相态名称
外观
有芳香气味的无色液体
密度
0.8669×103kg/m3
ΔfHmO
kJ/mol
ΔfGmO
kJ/mol
SmO
J/mol/K
ΔcHmO
kJ/mol
Cm
J/mol/K
黏度
安全性
主要危险
闪点
相关化学物
列举加链接
自定義類別
自定義項目
描述
若非注明,所有数据都依從国际单位制,以及来自标准状况的条件。
1.3精馏塔的介绍
蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。
蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。
为此,掌握气液相平衡关系,熟悉各种塔型的操作特性,对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。
间歇蒸馏是一种不稳态操作,主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合;连续蒸馏为稳态的连续过程,是化工生产常用的方法。
蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。
简单蒸馏是一种单级蒸馏操作,常以间歇方式进行。
平衡蒸馏又称闪蒸,也是一种单级蒸馏操作,常以连续方式进行。
简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。
对于较难分离的体系可采用精馏,用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。
特殊精馏是在物系中加入第三组分,改变被分离组分的活度系数,增大组分间的相对挥发度,达到有效分离的目的。
特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。
精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。
1.4精馏原理
精馏的基本原理是利用溶液中各组分的挥发性的不同。
将溶液加热至沸,有一部分溶液汽化,由于各个组分的挥发性不同,液相和气相的组成不一样:
挥发性高的组分,即沸点较低的组分在气相中的浓度比在液相中的浓度要大;挥发性较低的组分,即沸点较高的组分在液相中浓度比在气相中浓度要大。
同样的道理,物料蒸气被冷却后有一部分蒸汽被冷凝,冷凝液中的重组分浓度比气相中重组分浓度高。
多组分溶液经过一次部分汽化和部分冷凝过程,使溶液分离,这种方法,叫做“简单蒸馏”。
如果将蒸馏所得的冷凝液再一次进行部分汽化,气相中的轻组分浓度就会更高。
如果使溶液多次部分汽化一部分冷凝,最终可以在气相中得到较纯的轻组分,在液相中得到较纯的重组分。
多组分溶液经过上述步骤而使溶液分离,这种方法,叫做“精馏”。
精馏按原理中所含组分数目可分为双组分和多组分精馏。
工业生产中,以多组分精馏较为普遍。
但多组分和两组分精馏的基本原理、计算方法均无本质的区别。
按操作方式可分为间歇和连续精馏。
按操作压强可分为常压、加压和减压精馏。
精馏在精馏装置中进行,它由精馏塔、冷凝器和再沸器等构成,由于再沸器供热,塔底存液部分汽化,蒸汽沿塔逐板上升,使全塔处于沸腾状态。
蒸汽在塔顶冷凝器中冷凝得到馏出液,部分作为回流液回入塔中,逐渐下流,使塔中各板上保持一定液层。
假设料液中仅含有二个组分,于中部适当位置处加入精馏塔,其液相部分也逐板下流进入再沸器,汽相部分上升流经各板至塔顶冷凝器。
精馏塔中料液加入板称为加料板,加料板以上部分称为精馏段,加料板以下部分称为提留段。
1.5精馏技术的进展
精馏是应用最广的传质分离操作,其广泛应用促使技术已相当成熟,但是技术的成熟并不意味着之后不再需要发展而停滞不前。
称说技术的发展往往要花费更大的精力,但由于其应用的广泛,每一个进步,哪怕是微小的,也会带来巨大的经济效率。
正因为如此,蒸馏的研究仍受到广泛的重视,不断取得进展。
板式塔是目前最主要的精馏塔塔型,对它的研究一直长盛不衰。
筛板塔和浮阀塔成功地取代泡罩塔是效益巨大的成果。
板式塔的设计已达到较高水平,设计结果比较可靠。
马伦戈尼效应造成的界面湍动现象和汽液两相间的不同接触工况的研究,使认识得到了深化,对传质效率的研究有所促进。
具有各种特点的新型塔板开发研究不断取得成果。
对于塔板上汽液两相流动和混合状况、雾沫夹带及它们对效率的影响研究不断深入,但离得到一个通用而可靠的效率估算模型尚有较大距离,特别是多元系统的效率。
所幸的是,经广泛实验研究发现,利用实验室的奥德肖小筛板塔可以比较可靠地测的工业塔中的点效率,可以弥合一些上述的差距。
进一步深入进行塔中汽液两相流动状况的研究,对于预测压降、传质效率和塔板的可操作区域,对于认识至今了解甚少的降液管中状况都十分有意义。
提高精馏过程的热力学效率、节省能耗是一贯受到重视的研究领域,分离序列的合成,应用热集成概念和夹点分析方法开发节能的分离流程和优化换热网络,在具体分离过程中合理地应用日泵、多效精馏、中间再沸器和中间冷凝器等实现节能,一直是得到广泛重视的活跃的研究领域。
精馏的研究工作一直十分活跃,而且不断取得成果。
在各种新分离方法得到不断开发和取得工业应用之际,在石油、天然气、石油化工、医药和农产品化学等工业中所起的重要作用不会改变,作为主要分离方法的地位不会动摇。
随着科学技术和工业生产水平的提高,精馏的应用天地十分广阔,重要的是通过不断努力,使其技术水平得到进一步提高,使其日益完善。
第二章设计部分
2.1设计任务
在一常压操作的连续精馏塔内分离苯—甲苯混合物。
已知原料液的处理量为6000kg/h,组成为0.46(苯的质量分率,下同),要求塔顶馏出液的组成为0.94,塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下:
操作压力4kPa(塔顶压力);
进料热状况自选;
回流比自选;
单板压降≤0.7kPa;
全塔效率ET=52%;
建厂低址天津地区;
试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
2.2设计方案的确定
2.2.1装置流程的确定
冷却器设备。
蒸馏过程按操作方式的不同,分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。
连续蒸馏具有生产能力大,产品质量稳定等优点,适合小规模,多品种或多组分物系的初步分离。
蒸馏装置包括精馏塔,原料预热塔,蒸馏釜,冷凝器,釜液器,釜液冷却器和产品
蒸馏是通过物料在塔内的多次部分汽化和多次部分冷凝实现分离的,热量自塔釜输入,由冷凝器冷却器中的冷却介质将余人热带走。
在此过程中,热能利用很低,为此,在确定装置流程时应考虑余热的利用。
譬如,用原料做为塔顶产品冷却器的冷却介质,即可将原料预热,有可节余冷却介质。
另外,为保持塔的稳定性,流程中初用泵送入塔原料外也可采用高位槽入料,以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全凝器,分冷器—全冷器两种不同的设置。
工业上以采用全凝器为主,以便于准却的控制回流比。
塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用,若后继装置使用气态物料,则应用分凝器。
总之,确定流程时要教全面合理的兼顾设备、操作费用、操作控制及安全等因素。
2.2.2操作压力的选择
塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题,而且与塔顶和塔底温度的选取有关。
根据所处理的物料性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑,一般有下列原则:
一、压力增加可提高塔的处理能力,但会增加塔身的壁厚,导致设备费用增加;压力增加,组分间的相对挥发度降低,回流比或塔高增加,导致操作费用或设备费用增加。
因此如果在常压下操作时,塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却,一般不采用加压操作。
操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时,应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后,确定适宜的操作方式。
二、考虑利用较高温度的蒸气冷凝热,或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝,且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加,可以使用加压操作。
三、真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用,而且由于真空下气体体积增大,需要的塔径增加,因此塔设备费用增加。
2.2.3进料热况的选择
进料状态有5种,可用进料状态参数q值来表示。
进料为过冷液体:
q>1;饱和液体(泡点):
q=1;气、液混合物:
0<q<1;饱和蒸气(露点):
q=0;过热蒸气:
q<0。
q值增加,冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加,由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关;对于低温精馏,不论D/F值如何,采用较高的q值为经济;对于高温精馏,当D/F值大时宜采用较小的q值,当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。
如果实际操作条件与上述要求不符,是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断:
一、进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度,可节省高温热源时,对进料预热有利,但会增加提馏段的塔板数;
二、当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却,又有比较低的冷量可利用时,对进料预冷有利。
泡点进料时的操作比较容易控制,且不受季节气温的影响;此外,泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同,设计和制造时比较方便。
进料热况的选择
2.2.4加热方式的选择
蒸馏大多采用间接蒸汽加热,设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热,例如蒸馏釜残液中的主要组分是水,且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时,宜用直接蒸汽加热,其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用,并省掉见解加热设备。
但由于直接蒸汽的加入,对釜内液体起一定稀释作用,在进料条件和产品纯度,轻组分收率一定的前提下,釜液浓度相应降低,故需要在提留段增加塔板以达到生产要求。
2.2.5回流比的选择
影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。
对于一定的生产能力,即馏出量D一定时,V的大小取决于回流比。
实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。
由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数,还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量,以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择,因此,适宜回流比的选择是一个很重要的问题。
适宜回流比应通过经济核算决定,即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。
但作为课程设计,要进行这种核算是困难的,通常根据下面3种方法之一来确定回流比。
一、根据本设计的具体情况,参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定;
二、先求出最小回流比Rmin,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1∽2倍,即R=(1.1∽2)Rmin;
三、在一定的范围内,选5种以上不同的回流比,计算出对应的理论塔板数,作出回流比与理论塔板数的曲线,如图所示。
当R=Rmin时,塔板数为∞;R>Rmin后,塔板数从无限多减至有限数;R继续增大,塔板数虽然可以减少,但减少速率变得缓慢。
因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。
上述考虑的是一般原则,实际回流比还应视具体情况选定。
2.3精馏塔的工艺计算
2.3.1精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
乙醇的摩尔质量MA=78.11kg/mol
水的摩尔质量MB=92.13kg/mol
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.501×78.11+(1-0.499)×92.13=85.11kg/mol
MD=0.949×78.11+(1-0.051)×92.13=78.83kg/mol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96kg/mol
3.物料衡算
原料处理量
=70.50kmol/h
总物料衡算70.50=D+W
乙醇物料衡算46.61×0.45=0.966×D+0.012W
联立解得D=36.79kmol/h
W=33.71kmol/h
2.3.2理论板层数NT的求取
甲醇—水属理想物系,可采用图解法求理论板层数。
①由手册查甲醇—水物系的气液平衡数据,绘出X—Y图
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图中对角线上,自点e(0.45,0.45)作垂线ef即为进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为
yq=0.712xq=0.501
故最小回流比为
取操作回流比为
R=2Rmin=2×1.12=2.24
③求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=2.24×36.79=82.41kmol/h
V=(R+1)D=(2.24+1)×36.79=119.20kmol/h
L’=L+F=82.41+70.50=152.91kmol/h
V’=V=119.20kmol/h
④求操作线方程
精馏塔操作线方程为
=0.691X+0.293
提馏段操作线方程为
=1.283X’-0.003
⑤图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数,如图所示。
求解结果为
总理论板层数NT=10.5
进料板位置NF=6
2.3.3实际板层数的求取
精馏段实际板层数N精=4/0.55=7.3≈8
提馏段实际板层数N提=6.5/0.55=11.82≈12
2.3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa
每层塔板压降△P=0.7Kpa
进料板压力PF=105.3+0.7×8=110.9KPa
精馏段平均压力Pm=(105.3+110.9)/2=108.1KPa
2.操作温度计算
依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算,计算过程略。
计算
进料板温度tF=96.1℃结果如下:
塔顶温度tD=81.9℃
精馏段平均温度tm=(tD+tF)/2=(81.9+96.1)/2=89℃
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.949,查平衡曲线,得
x1=0.891
MVDm=0.949×78.11+(1-0.949)×92.
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- 甲苯 精馏塔