W=F-D=17.670-9.741=7.929kmol/h 2.1.2 相对挥发度a的计算
苯和乙苯在某些温度t下蒸汽压PA°,PB°及所对应的α，对于理想溶液α=PA°/PB°表8
t —— 84 88 92 96 100 104 108 110.6 115 120 125 130 135 136.2 PA0 PB0 ? 6.01 5.85 5.46 5.54 5.39 5.25 5.1 5.0 4.92 4.8 4.67 4.57 4.44 4.31 4.33 x 1 0.86 0.74 0.635 0.541 0.485 0.4 0.318 0.278 0.217 0.156 0.103 0.055 0.01 0 y 1 0.974 0.939 0.906 0.864 0.816 0.8 0.7 0.654 0.571 0.463 0.344 0.205 0.042 0 101.3 114.1 128.4 144.1 161.3 180 200 222.4 237.7 265.7 299.6 2540 2835 3165 3294 16.83 19.5 23.5 26 29.9 34.3 39 44.5 48.3 55.3 64.2 556 639 735 760 相对挥发度可取表中x=0(α=4.33)和x=1(α=6.01)时的α的几何平均值 α=
=5.101
2.1.3 平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定
平衡线方程：y=q线方程：x=0.559 而Rmin=
=
=0.410
取R=1.15Rmin=1.5
精馏段质量流量：液相 L(s)=RD=0.615×9.741=5.991kmol/h 气相 V(s)=L+D=(1+R)D=1.615×9.741=15.732kmol/h 提馏段质量流量：液相 L’=L+qF=5.991+1×17.670 =23.66 kmol/h 汽相 V’=V=15.732kmol/h 精馏段操作线方程: y=
+
L?x?=
wxwV?x+
=0.3808x+0.614
由于提馏段操作线方程y=V?则提馏段操作线方程为 y=1.504 x-0.0136 2.1.4 塔板数的计算
Nmin==
应用吉科兰关联求理论板数N： X=Y=0.75由N=
=Y
块
=0.517
先求精馏段的最少理论板数Nmin，1 Nmin，=
1=2.627
N1= Nmin·N/ Nmin=2.627×11.75/5.158=5.985 故提馏段理论板数N2=N-N1=11.75-5.985=5.765 根据表8作t-x-y图，由xD=0.992 xw=0.027
B D140130120t Axis Title11010090800.00.20.40.60.81.0X Axis Title
查得塔顶温度tD=82.50c,塔底温度tw=129.50c,进料温度tF=94.50c 全塔平均温度tm = =
102.20c
在温度tm下查液体黏度共线图得 μ苯=0.235mpa·s μ乙苯=0.310mpa·s 因为μL=∑xiμLi
μLf =0.559×0.235+(1-0.559)×0.310=0.268 mPa·s
全塔液体的平均粘度:μLm=(0.2728+0.235+0.310)/3=0.271 mPa·s 全塔效率ET=0.49(aμL)-0.245=(0.49×1)/(5.197×0.2726)0.245=0.4526 实际塔板数:N1p=5.985/0.4526=13.22 取14块 N2p=5.765/0.4526=12.74 取13块(含塔釜) 故实际塔板数N实=14+13=27 进料板在第14快。
2.2 塔主体尺寸的计算
由公式ρ=A+BT+CT2+DT3 +ET4 其中T单位为K，其中常数为
苯 A 1114.71 B -2.46925?10-1.35889 ?5C -5.75335×10-3 1.81018×10-3 D 1.41802×10-5 E -1.33393×10-8 乙苯 1166.29 -2.24496×10-6 —— 由此计算得：
苯密度 ㎏/m3 乙苯密度 ㎏/m3 tD=82.5℃ 813.681 812.821 tF=94.5℃ 794.029 796.517 tW=129.5℃ 754.545 764.070
2.2.1 精馏段的体积流量
MD=78.33kg/mol,查得82.5℃ ρ苯=813.681kg/mol ρ乙苯=812.821kg/mol 则ρL=xDρ苯+(1-xD)ρ乙苯=813.681 0.992+812.821×0.008=877.32kg/m3 ρG=VG=VL =
=
m3.s-1
m3.s-1
2.2.2 提馏段的体积流量
液相平均摩尔质量:Mw’=105.40kg·kmol-1
塔底温度tm’=129.5℃ 查得ρ苯=754.545kg/m3ρ乙苯=764.07 kg/m3 ρ
`l=ρ
苯 xw+(1-xw)ρ
乙苯=754.545×0.027+764.07×
(1-0.027)=763.81kg/m3 ρ`G=V’G=VL’=
2.2.3 塔径的计算
由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大,为便于制造,取两端的塔径相等.
由上述计算可得到下述结果:
汽塔的平均蒸汽流量:VS=(Vg+Vg’)/2=(0.128+0.144)/2=0.136m3·s-1 汽塔的平均液相流量:
LS=（Ln+Ln’）/2=（1 .486+9.4）
/2=5.443
m3·s-1
=
kg/m3 m3/s
汽相平均密度:ρV=(ρV精+ρV提)/2=(2.68+3.189)/2=2.934kg·m-3 液相平均密度:
ρL=(ρL精+ρL提)/2=(877.32+763.81)/2=820.56kg·m-3
4Vs塔径 D=
??
由于适宜的空塔气速 μ=（0.6-0.8）μmax, 因此,需先计算出最大允许气速μmax.
?l??v?v μmax=c
取板间距HT=0.3m , 取清夜层高度hL=60mm 于是得HT-hL=0.3-0.06=0.24m