苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
MLm?78.69?81.73?80.21(kg/kmol)2
提馏段平均摩尔质量
MVm?79.83?89.74?84.79(kg/kmol)2
MLm?81.73?91.05?86.39(kg/kmol)2
（4）平均密度计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即
PVM108.8?79.09??2.90(kg/m3)RTm8.314?(83.24?273.15)
?Vm?提馏段的平均气相密度
PVM115.8?84.79??3.21(kg/m3)RTm8.314?(95027?273.15)
?,?Vm②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即
塔顶液相平均密度的计算 由tD＝80.94℃，查手册得
33??814.0(kg/m);??809.1(kg/m) AB
塔顶液相的质量分率
求得aa?0.98
1?L,Dm?0.980.02?;得?L,Dm?813.（9kg/m3）814.0809.1
进料板液相平均密度的计算 由tF＝85.53℃，查手册得
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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
?A?808.6(kg/m3);?B?804.36(kg/m3) 进料板液相的质量分率
?A?0.742?78.11?0.710.742?78.11?(1?0.742)?92.13
1?L,Dm?0.710.29?;得?L,Fm?807.（4kg/m3）808.86804.36
塔底液相平均密度的计算 由tw＝105.0℃，查手册得
33??786.4(kg/m);??785.3(kg/m) AB
塔底液相的质量分率
aA?0.077?78.11?0.0660.077?78.11?(1?0.077)?92.13
1?L,Wm?0.0660.934?;得?L,Wm?784.（9kg/m3）786.4785.3
精馏段液相平均密度为
813.9?807.4?Lm??810.62
提馏段液相平均密度为
807.4?784.9?Lm??796.15（kg/m3）2
(5) 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD＝80.94℃，查手册得
?A?21.25(mN/m);?B?21.59(mN/m)
?L,Dm?0.983?21.25?0.017?21.59?21.26(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算 由tF＝85.53℃，查手册得
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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
?A?21.60(mN/m);?B?21.08(mN/m)?L,Fm?0.742?20.60?0.258?21.08?20.72(mN/m)塔底液相平均表面张力的计算 由 tW＝105.0℃，查手册得
?A?18.26(mN/m);?B?19.18(mN/m)?L,Wm?0.077?18.26?0.923?19.18?21.50(mN/m)精馏段液相平均表面张力为
21.26?20.72?Lm??20.99(mN/m)2
提馏段液相平均表面张力为
21.50?20.72?Lm??21.11(mN/m)2
(6) 液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即 μLm=Σxiμi
塔顶液相平均粘度的计算 由 tD＝80.94℃，查手册得
?A?0.305(mPa?s);?B?0.309(mPa?s)?L,Dm?0.983?0.305?0.017?0.309?0.311(mPa?s)进料板液相平均粘度的计算 由tF＝85.53℃，查手册得
?A?0.292(mPa?s);?B?0.297(mPa?s)?L,Dm?0.742?0.292?0.258?0.297?0.294(mPa?s)塔底液相平均粘度的计算 由tw＝105.0℃，查手册得
?A?0.244(mPa?s);?B?0.259(mPa?s)?L,Dm?0.077?0.244?0.923?0.259?0.258(mPa?s)精馏段液相平均粘度为
0.311?0.294?L,m??0.303(mPa?s)2
提馏段液相平均粘度为
0.294?0.259?L,m??0.276(mPa?s)2
（7）气液负荷计算 精馏段：
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苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
V?(R?1)D?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)Vs?V?MVm274.89?79.09??2.08(m3/s)3600?Vm3600?2.90V?MLm155.89?80.21??0.0043(m3/s)3600?Lm3600?810.6
L?R?D?1.31?119?155.89(kmol/h)LS? 提馏段：
V?(R?1)D?(q?1)F?(1.31?1)?119?274.89(kmol/h)Vs?V?MVm274.89?84.79??2.02(m3/s)3600?Vm3600?3.21V?MLm304.89?86.39??0.0092(m3/s)3600?Lm3600?796.15L?R?D?qF?1.31?119?149?304.89(kmol/h)
LS?
1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
(1) 塔径的计算
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
表7 板间距与塔径关系
对精馏段：
初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m， 故HT?hL?0.40?0.06?0.34m；
?LS??V?S???L???????V????0.5?0.0043??810.65??????2.082.9????0.5?0.0346
0.2???查史密斯关联图 得C20=0.070；依式C?C20???20?
????20.98?0.0713 校正物系表面张力为20.99(mN/m)时C?C20???0.072????0.0707
?20??20??max
可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8）， 故
???V810.6?2.90?C?0.0707?1.180(m/s)?V2.90
L 14
苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计
??0.7?max?0.7?1.180?0.826(m/s)??
按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s。 对提馏段：
初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m，
D?4VS?4?2.08?1.79(1m)3.14?0.826?LS???Lm?0.0075?783.4?故HT?hL?0.40?0.06?0.34m；???0.0717 ??????0.090V?1.372.90???S??vm????查[2]：P165图3—8得C20=0.068；依式C?C20???20?0.21212=0.069
校正物系表面张力为19.58mN/m时
?max???V796.15?3.21?C?0.069?1.08(m/s)?V3.21L??0.7?max?0.7?1.08?0.759(m/s)D?4VS???4?2.02?1.84(m)3.14?0.759
按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。
将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。
1.5 塔板主要工艺尺寸的计算
(1) 溢流装置计算 精馏段
因塔径D＝2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长lw：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长lw为0.60D=0.60×2.0=1.20m b)出口堰高hW：hW?hL?hOW
lW/D?0.60,LhlW2.5?0.0043?3600?9.812.51.22/3查图可得，E?1.04，则how
2.84?0.0043?3600???1.04??10001.2???0.016
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