【乙苯制作中的苯蒸出塔的数据计算案例综述1700字】

乙苯制作中的苯蒸出塔的数据计算案例综述目录TOC\o"1-2"\h\u13042乙苯制作中的苯蒸出塔的数据计算案例 1240331苯蒸出塔物料衡算 1189401.1苯蒸出塔物料衡算—清晰分割 115721.2苯蒸出塔操作条件的确定 2150281.3塔底温度的确定 3252411.4进料位置的确定 322551m+n=40 3139002最小回流比的计算与最小理论板Nmin的计算 43350采用芬斯克方程式计算 5276873实际回流比与理论塔板数 5157603.1理论塔板数 5293643.2实际塔板数的确定 5142414塔内气、液相负荷的计算 5231694.1精馏段(假设为恒摩尔流) 5217∵V=L+DR=L/D 5299804.2提馏段（假设为恒摩尔流) 61苯蒸出塔物料衡算1.1苯蒸出塔物料衡算—清晰分割表3-1已知数据表(因甲苯含量很少可忽略）组分苯乙苯二乙苯三乙苯合计Kg/h1919.0321399.966638.97719.6353977.61质量/％48.24635.19616.0640.494100.00Kmol/h24.6030120724.76850.121242.6999mol％57.61830.93011.1680.284100.00全塔物料衡算取乙苯为重关键组分苯为轻关键组分塔顶乙苯0.25%(质量%)顶压1.05kg/cm²塔底苯0.25%(质量%)底压1.40kg/cm²则D+W=3977.611919.302=D×(10.25%)+W×0.25%解之得D=1918.681W=2058.929表3-2计算结果列表塔顶塔釜组分苯乙苯合计苯乙苯二乙苯三乙苯合计Kg/h1913.8844.7971918.6815.14731395.170638.97719.6352058.929质量%99.750.25100.000.2567.76231.0340.954100.00Kmol/h24.53700.045324.58230.0660116204.76850.121218.1177mol%99.8160.184100.000.36472.64726.3200.669100.001.2苯蒸出塔操作条件的确定塔顶温度的确定已知苯蒸出塔塔顶压力为1.05kg/cm²设tD=81℃苯、乙苯的饱和蒸汽压计算公式(安托因方程)lnP=AB/(T+C)mmHg苯A=15.9008B=2788.51C=52.36乙苯A=16.0195B=3279.47C=-59.95将T=81+2715代入计算式可得苯、乙苯的和蒸汽压分别为781.2523、130.6371mmHg表3-3计算数据一览表组分塔顶气相组成Ydimol%tD=81℃Pd=1.055kg/cmKi=Pi/PdXi=yDi/Kiαij苯99.8161.011398.6965.9803乙苯0.1840.16911.08801合计100.0099.784因Σxi近似等于100故塔顶温度可认为81℃1.3塔底温度的确定已知苯蒸出塔塔底压力为1.40kg/cm²因无法查得三乙苯的蒸汽压，现就用二乙苯的蒸汽压数据代替，计算之步骤与塔顶温度的计算相同二乙苯的安托因常数为:二乙苯:A=16.1140B=3657.22C=71.18现假设tw=156℃计算得到苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的饱和蒸汽压分别为4915.257、1257.4761、364.1062、364.1062mmHg表3-4结果计算表组分塔底液相组成ximol%tD=156℃Pd=1.40kg/cm²Ki=Pi/PdYi=Ki×xiαij苯57.6181.563089.9005.2073乙苯30.9300.29969.2681二乙苯11.1680.06450.7200.2153三乙苯0.2840.06450.0180.2153合计100.0099.906因Σyi近似等于100故塔底温度就可认为156℃1.4进料位置的确定在泡点进料的情况下可以应用下面的半经验公式来确定精馏段和提馏段的板数。具体如下:n+m=Nm/n={(W/D)(xhf/xjf)(xrw/xad)²}*0.206式中:m—提馏段塔板数n—精馏段塔板数。D=1918.681kmol/h、w=2058.929kmol/hXhf=0.30930,xiw=0.00364,xif=0.57618,xad=0.00184m/n={(2058.929/1918.681)(0.30930/0.57618)(0.00364/0.00184)²}*0.206=1.1823m+n=40解之得m=18.3≈18(提馏段板数)、n=21.7≈22(精馏段板数)加料板从顶部数起的第23块板进料温度的确定设进料为饱和液体具体步骤同前P=0.5(Pd+Pw)=0.5(1.05+1.4)=1.225kg/cm²假设t=101.5℃计算得到苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的饱和蒸汽压分别为1406.1678、270.0371、58.1288、58.1288mmHg表3-5计算结果表组分进料液相组成ximol%tD=101.5℃P=1.225kg/cm²Ki=Pi/PdYi=Ki×xiαij苯57.6181.563089.9005.2073乙苯30.9300.29969.2681二乙苯11.1680.06450.7200.2153三乙苯0.2840.06450.0180.2153合计100.0099.906因Σyi近似等于100故塔底温度就可认为101.5℃2最小回流比的计算与最小理论板Nmin的计算泡点进料q=1最小回流比Rmin的计算，采用恩德伍德Underwood公式，即Σαijxᵢ/(αij-θ)=1-q=0①Rmin=Σαijxͭͥ/(αij-θ)-1②θ为式①的根当关键组分相邻时，在轻、重关键组分对基准组分的相对挥发度之间仅有一个根即αͪj<θ<αij之间假定的（i表示轻关键组分、h表示重关键组分)经多次度差方能确定即试差到Σαijxᵢ/(αij-θ)=1时为止。最后试差到2.659表3-6计算结果表组分进料液相组成ximol%αijαij×xᵢαij-θαijxͭͥ/(αij-θ)苯57.6185.20733.00032.51231,。1492乙苯30.93010.3093-1.695-0.1825二乙苯11.1680.21530.0240-2.4797-0.0097三乙苯0.2840.21530.0006-2.4797-0.0002合计100.001.0018表3-7对塔顶物料的计算结果表组分塔顶液相组成ximol%αijxͭͥ/(αij-θ)苯99.8162.0689乙苯0.184-0.0011合计100.002.0678所以Rmin=2.06781=1.067采用芬斯克方程式计算Nmin=Lg{(0.99816/0.00184)ɒ(0.72647/0.00364)ѡ}/Lg3√(5.9803×5.2073×3.9088)-1=6.242块3实际回流比与理论塔板数3.1理论塔板数首先用捷利兰(Gilliland)关联图求出实际回流比下的理论板数取R=1.15Rmin=1.15×1.0678=1.2280则(R-Rmin)/(R+1)=(1.2281.0678)/(1.228+1)=0.0719查Gilliland关联图可得Nmin)/(N+2)=0.56，将Nmin=6.2426代入可得N=16.73块3.2实际塔板数的确定由经验值可知Eᴛ=42%(板效率)故:Nᴛ=N/Eᴛ=16.73/42%=39.84块≈40块4塔内气、液相负荷的计算4.1精馏段(假设为恒摩尔流)∵V=L+DR=L/D∴L=RD=1.228×24.5823=30.187kmol、V=L+D=(1.228+1)D=54.769kmol为便于计算,塔顶以纯苯计查得P=1.05kg/cm²、t=81℃时的苯的物性参数如下ρl=0.812×10kg/m³ρg=PM/(RT)=1.05×9.807×10*4×10*3×78/(8.314×(2715+81))=2.728kg/m³μl=0.317CP=0.317×10³Pa.S、μg=0.0092CP=0.0092×10³Pa.Sσl=21.2×10³N/m气体流量Vg=nRT/P=1×8.314×(2715+81)/1.05×9.807×104×10³=1566.06m³/h=0.435m³/s液体流量:∵ml=30.187kmol/h=2356.140kg/h∴Vl=m/ρ=2356.140/(0.812×10³)=2.902m³/h=8.060×10*4m³/s液气流动参数:Fly=Vi/Vg(ρs/ρg)0.5=2.902/1566.06×(812/2.728)0.5=0.0320选塔板间距Hт=0.450m查图12-5下册P204得C20=0.084m/s气相负荷因子为:C=C20{σ/σ20}*0.2=0.084×{21.2×10³}*0.2=0.08504.2提馏段（假设为恒摩尔流)∵是泡点进料∴Lˊ=L+F=30.187+42.6999=72.887kmol、Vˊ=V=54.769kmol查得P=1.40k