精馏塔设计说明书1(7)

2.2提馏段操作线方程

L = RD = 4.12× 25.53 = 33.24 kmol / h

V=（R + 1）D = (4.12+1) × 21.43 = 109.8 kmol / h 故提馏段的液、气流量为：

L´ = L + qF = 33.24 +34.67 = 67.91 kmol / h V´= V – (1 - q)F = 47.69 kmol / h

代入提馏段操作线方程得：

ym+1 = L´/ V´ × xm + WxW / V´

= 67.91 / 47.69 xm – 20.22 × 0.03 / 47.69 = 1.42xm – 0.013

2.3用图解法计算理论塔板数 q线方程： x=

0.4

利用图解法可以得出：NT = 15块(含塔釜)

其中，精馏段7块，提馏段8块，第7块为加料板。

3.实际塔板数NP

95.1℃时，μ苯=0.647 mPa·s μ甲苯=0.623 mPa·s

进料液黏度：μc=0.6μ甲苯+0.4μ苯=0.6×0.623+0.4×0.647=0.633 mPa·s 所以，参数α（平均）μL=2.46×0.633=1.56

-0.245-0.245

全塔效率ET=0.49(α（平均）μL)=0.49×1.56≈52% 故实际塔板数 ：NP = NT / ET = 15/0.4394 = 35 块 其中，精馏段的塔板数为：7 / 0.4394 = 16块

4.塔径设计计算

4.1

4.1.1 塔顶条件下的流量及物性参数

XD = 0.96 ，XD´ = 0.953 ，D = 14.45 kmol/h (1)气相平均相对分子质量：

MVD（平均）= M苯XD + M甲苯（1 - XD）

= 78.11 × 0.96 + 92.14×（1 - 0.96） = 78.67 kg/kmol

（2）液相平均相对分子质量

MLD（平均）=MVD（平均）= 78.67 Kg/kmol

（3）气相密度：

ρVD = MVD（平均）/22.4×T0/T×P/P0

= 78.67 / 22.4 × 273.15 /（273.15 + 82.03） = 2.7 kg/m3 （4）液相密度

TLD = 80.95 ℃ ，查表5，由内差法算得：

ρ甲苯=808.93Kg/ m3, ρ苯=815.05 kg/ m3

1/ρLD= X´D/ρ苯+（1 - X´D）/ρ甲苯=0.953 / 815.05 + 0.047 / 808.93

ρLD = 814.76 kg/ m3