苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
表1 苯和甲苯的物理性质 项目 苯A 甲苯B 0温度C 分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0 分子量M 78.11 92.13 85 116.9 46.0 80.1 1.000 沸点（℃） 80.1 110.6 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3 90 0.581 临界温度t（℃） C288.5 318.57 100 179.2 74.3 95 0.412 临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 105 204.2 86.0 100 0.258 0.456 110.6 240.0 0PA,kPa PB，kPa 0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：P8例1—1附表2）
0温度C 85 0.780 105 0.130 0.262 120 16.2 17.3 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m
1.000 0.900 0.777 0.630 表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7)
90 20 20.6 6
80 21.2 21.7 100 18.8 19.5 110 17.5 18.4 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8)
温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 温度(℃) 苯（mPa.s） 80 0.308 80 814 809 90 0.279 0.286 90 805 801 100 791 791 100 0.255 0.264 110 778 780 110 0.233 0.254 120 763 768 120 0.215 0.228 表6 液体粘度μL（[1]：P365）
甲苯（mPa.s） 0.311 表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据 温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01 液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0 1.2 精馏塔的物料衡算
(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量
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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
甲苯的摩尔质量 MB?92.13kg/kmol
0.75/78.11?0.7800.75/78.11?0.25/92.13
0.98/78.11xD??0.9830.98/78.11?0.02/92.13
0.085/78.11xW??0.0990.085/78.11?0.915/92.13
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 xF?MF?0.780?78.11?(1?0.780)?92.13?81.20(kg/kmol) MD?0.983?78.11?(1?0.983)?92.13?78.40(kg/kmol) MW?0.099?78.11?(1?0.099)?92.13?90.73(kg/kmol)
（3）物料衡算 原料处理量
90000000F??1.49?102(kmol/h)81.20?310?24 总物料衡算 D?W?1.49?10 苯物料衡算 0.780F?0.983D?0.099W 联立解得
2 D?1.19?10kmol/h 2 W?0.30?10kmol/h
2式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量
3 塔板数的确定
（1）理论板层数NT的求取
苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 ①求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。
ai(xD,i)m???ai???Rm?1?ai(xF,i)?1?q??a??i?
解得，最小回流比
Rm?0.73
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取操作回流比为
R?1.8Rm?1.31
②求精馏塔的气、液相负荷
L?RD?1.31?119?155.89(kmol/h) V?(R?1)D?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)
V'?(R?1)D?(1?q)F?2.31?119?274.89(kmol/h) (泡点进料：q=1) L'?RD?qF?1.31?119?1?149?304.89(kmol/h)
③求操作线方程 精馏段操作线方程为
Rxxn?D?0.567xn?0.426R?1R?1
yn?1?提馏段操作线方程为
WxL'yn?1?'xn?W?1.109xn?0.011VV'
（2）逐板法求理论板
1xD?(1?xd)[?] 可解得 ?=2.47 ??1xF1?xf又根据Rmin?相平衡方程 y??x2.475x 解得 ?1?(??1)x1?1.475xy2.47xx?y?2.47?1.47y 1?1.47x 变形得
用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算
y1?xD = 0.983 ， x1?y1y1?=0.959
y1??(1?y1)y1?2.475(1?y1)9
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
y2?0.567x1?0.426?0.970，
x2?y?0.9592.47?1.47y
y3?0.567x2?0.426?0.953x3?，
y?0.8912.47?1.47y3 y?0.8452.47?1.47y4
y4?0.567x3?0.426?0.931x4?，
y5?0.567x4?0.426?0.905x5?，
y?0.7952.47?1.47y5
y6?0.567x5?0.426?0.877x6?，
y?0.7422.47?1.47y6
因为,
x6?0.742?xF?0.780
故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算
x7?，
y7?0.567x6?0.426?0.811y?0.6352.47?1.47y7 y?0.4782.47?1.47y8
y8?0.567x7?0.426?0.693x8?，
y9?0.567x8?0.426?0.519x9?，
y?0.3042.47?1.47y9 y?0.1642.47?1.47y10
y10?0.567x9?0.426?0.326x10?，
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