苯甲苯连续精馏装置课程设计(4)

（2）求最小回流比Rmin及操作回流比R。

因饱和液体进料即q=1，所以其q线方程为：x=xF=0.50，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线y?ax的交点坐标为（xq?0.50,yq?0.713），

1?(a?1)x此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：

Rmin?

xD?yqyq?xq?0.96?60.713?1.1 90.71?30.50求相对挥发度a ：

用内插法先求塔顶，塔釜及进料版的温度

xD?0.95?tD?81.11,因为?0.966，所以可求得?80.758oC塔顶：xDtD1?0.9580.01?81.11xF?0.55?tF?90.11,因为?0.50，所以可求得?91.35oC 进料：xFtF0.65-0.5587.63-90.11xW?0?tW?110.56,因为?0.0118，所以可求得?109.86oC塔釜：xWtW0.03-0108.79-110.56

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ax根据y?式子，其中a?1?(a?1)xppoo苯,又有安托因方程lgpo?A?B, t?C甲苯在泡点进料温度下，即t=87.9oC，对于苯，其安托因常数常数A,B,C分别为6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数A,B,C分别为6.07954，1344.8，219.482。

所以则有lg lgpoo苯?A??A?B1211.033?6.03055??2.11 即t?C87.9?220.79B1344.8?6.07954??1.7 即t?C87.9?219.482po苯o?128.8Kpa ?50.12kpa

poo甲苯p甲苯p所以a?p苯?128.8?2.57 50.12甲苯根据操作回流比R=1.1～2Rmin，分别取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。（用简捷法求理论板数）

在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克 方程计算

其中，a全塔?

awaD，因为aW（aD）?oppo苯o ，o甲苯因为，塔顶温度为80.758C，塔底温度为109.86C，查得的安托因常数：对于苯，其常数A,B,C分别为6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数A,B,C分别为6.07954，1344.8，219.482。

B1211.033?6.03055??2.01,苯t?C80.758?220.79塔顶，

oB1344.8lgp?A??6.07954??1.60，甲苯t?C80.758?219.482lgpo?A?所以塔顶的挥发度为aD?ppo苯o?2.63

甲苯oB1211.033?6.03055??2.36,所以p苯p苯?229.25Kpat?C109.86?220.79塔底，

ooB1344.8lgp?A??6.07954??1.99，所以p?97.20Kpa甲苯甲苯t?C109.86?219.482lgo?A? 11

所以塔底的挥发度为aw?ppo苯o?229.25?2.34

97.20甲苯所以

a全塔?awaD?2.63*2.34?2.48

0.9661?0.0118log[()()]1?0.9660.0118?1?7.56 ?log2.48

下面以R=2Rmin进行计算为例，

R=2*1.19=2.38，

(R-Rmin)/(R+1)=(2.38-1.19）/(2.38+1)=0.3521 (N-Nmin)/(N+2)= 0.75?0.75(R?RminR?1)0.5668?0.335

因为Nmin=7.56,所以N=12.376≈13

同上，分别取回流比为1.2—2.0，得 比值 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2 Rmin 1.19 1.19 1.19 1.19 1.19 1.19 1.19 1.19 1.19 R 1.428 1.547 1.666 1.785 1.904 2.023 2.142 2.261 2.38 Nmin 7.56 7.56 7.56 7.56 7.56 7.56 7.56 7.56 7.56 (R-Rmin)/(R+1) 0.0980 0.1402 0.1785 0.2136 0.2459 0.2756 0.3030 0.3284 0.3521 (N-Nmin)/(N+2) 0.549 0.508 0.468 0.437 0.411 0.389 0.369 0.351 0.335 N 19.197 17.413 15.970 14.987 14.231 13.646 13.151 12.730 12.376 12

R-N图

由图可得，取R=2.38比较合适，此时对应的理论塔板数N=12.376≈13 由上求得R=2.38,a=2.57，则q线方程为x?yy?

a?(a?1)y2.57?1.57y精馏段方程为

yn?1?R2.380.966x?xD?x??0.704x?0.286 R?1R?12.38?12.38?1R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+( q-1)（xD-xW)/(xD-xF)

=

(2.38?1)(0.50?0.0118)0.966?0.0118?(1?1)?3.54

(0.966?0.50)0.966?0.50所以提馏段的操作线方程为y?nR'?13.54?10.0118x?xW?x??1.282x?0.00333 R'R'3.543.54理论板数计算：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如下：

y1=xD=0.966 相平衡 x1=0.917 y2=0.932 x2=0.842

y3=0.879 x3=0.739 y4=0.806 x4=0.618

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y5=0.721 x5=0.501

y6=0.639 x6=0.408 < xF=0.50 y7=0.520 x7=0.296 y8=0.376 x8=0.190 y9=0.240 x9=0.110

y10=0.138 x10=0.059

y11=0.072 x11=0.029

y12=0.034 x12=0.0136

y13=0.014 x13=0.0055< xW=0.0118

总理论塔板数为12（不包括再沸器），精馏段理论板数为5，第6板为进料板。

2. 全塔效率ET

依式：ET?0.17?0.616lg?m，根据塔顶、塔底液相组成查t -x-y图，塔顶温度为

80.758C，塔底温度为109.86C，求得塔平均温度为：

温度下进料液相平均粘度为：

oo80.758?109.86?95.31℃，该

2?m?xF??苯?(1?xF)?甲苯?0.50?0.267??1?0.50??0.275?0.271mPa?.s

则ET?0.17?0.616lg?m?0.17?0.616lg0.271?52% 3. 实际塔板数N

57?10（层）?14（层） 提馏段：N提? 0.520.52故实际塔板数：N?10?14?24（层）

精馏段：N精?

五、塔的工艺条件及有关物性数据计算 （一）. 操作压强Pm

塔顶操作压力PD?101.3kPa，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为：，塔底压力为：PPF?10?0.7?101.?310k8.Pa3W?PF?14?0.7?118.1kPa，故精馏段平均操作

?压力为：Pm（精）10?1.3108.3?104k.P8a提馏段平均操作压力为：，

210?8.3118.1Pm??113k. P2a（提）2（二）. 操作温度tm

0之前已经求得，得到塔顶：tD?80.7580C，进料板温度tF?91.35C，塔底：

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