年产1万吨甲苯的精馏装置设计 11
进料流量及塔釜流量
71.0万吨?1.0?10Kg，开工时间为330天，则 已知产量为
1?107?13.6309kmol/h 塔顶采出量 D?330?24?92.6296总物料衡算 F?D?W （2-1）
苯物料衡 F?xF?D?xD?W?xW （2-2） 即 F=13.6909+W 0.8400F?13.6309?0.9651?0.0230W
由式解得 F?15.7180kmol/h W=2.0871Kmol/h
2.3 塔板数的确定
2.3.1理论板层数NT的求取 2.3.1.1温度
由内差法计算出进料、塔顶、塔底的温度
表2-3 甲苯与乙苯的Antoine参数
甲苯 乙苯 用安托尼方程
A 16．0173 16．0195 lnp0?A?B 3096．25 3279．49 C -53。67 -59。95 BC?T （2-3）
由ln760?16.0173?由ln760?16.0195?3096.52 解得TA?383.6487
?53.67?TA3279.47 解得TB?409.3427
?53.67?TB在TA?TB之间取六段数据列表如下:
表2-4 甲苯、乙苯的饱和蒸汽压、温度及挥发度的关系
T/K 383 387 391 396 401 405 409 PA0 PB0 α 767.6087 853.1405 932.4376 1066.2271 1215.0230 1344.2508 1484.4640 353.5106 400.2435 451.7966 523.5460 604.0735 675.3069 753.0104 2.1714 2.0866 2.0683 2.0105 2.0021 1.9906 1.9710 陕西科技大学毕业论文（设计说明书） x 1.0 0.9651 0.7106 0.6452 0.5112 0.3265 y 1.0 0.9827 0.8337 0.7878 0.6720 0.4974 将T??383.6487,409.3427?取七段，则
T?T1x?x1T?x 2?T1x2?1塔顶温度 xD?0.96 5 1
得 TD?387K?1℃14 塔釡温度 xW?0.02 3 0
列内差法
TW?405409?405?0.0230?0.32560?0.3256 得 TW?408.71K7?4 xF?0.84 00列内差法
TF?3810.8400?391?381?0.96510.8377?0.9651 得 TF?390.80K8?2结果如下 TF?117.80℃8 2 TD?114 ℃ TW?135.7174℃用安托尼方程 lnpx? A?BC?T计算， (A?B得p0?eC?(273.15?K)) 故 进料 P0F甲苯?e(16.0173-3096.52(273?117.8082)?53.67)?927.5808mmHg P0F乙苯?e（16.0195?3297.47(273?117.8082)?59.95)?449.2095mmHg
同理得 塔顶
P0(16.0173-3096.52(273?114)?53.67)D甲苯?e?835.1799mmHg
P0?e（16.0195?3297.47(273?114)?59.95)D乙苯?400.2459mmHg (16.0173-3096.52?53.67) 塔釜 P0W甲苯?e(273?135.7174)?1474.2032mmHg
P0（16.0195?3297.47(273?135.7174)?59.95)W乙苯?e?754.5841mmHg
2.3.1.2计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度
12
0 0 135.℃ 7117.℃ 8（2-4）
（2-5）
10 年产1万吨甲苯的精馏装置设计 13
?F??PF甲苯PF?乙苯?927.5808?2.0649449.2095 （2-6）
?D?PD?甲苯PD?乙苯?835.1977?2.0942
400.2459?W? 所以全塔相对挥发度
?PW甲苯?PW乙苯?1474.2032?1.9537
754.5841?m??D??W?2.0942?1.9537?2.0227 （2-7）
2.3.2相平衡线方程的确定
因为是泡点进料 即 xq?XF?0.8400 q?1 由相平衡方程式得 yq??m?xq2.0227?0.8400??0.9139
1?(?m?1)?xq1?(2.0227?1)?0.8400XD?yqyq?xq?0.9651?0.9139 ?0.6928 （2-8）
0.9139?0.8400 由式
Rmin? 取回流比
R??1.1,2.0? Rmin R?1.5Rmin?1.5?0.6928?1.0392 （2-9）
（3）求精馏塔的汽液相负荷
L?R?D?1.0392?13.6309?14.1652kmol/h （2-10）
（2-11） V??R?1??D??1.0392?1??13.6309?27.7961koml/h
L'?L?q?F=14.1652?1?15.7180?29.8832koml/h （2-12）
V'?V?27.7961kmol/h （2-13）
故 精馏段方程为
yn?1?XR1.03920.8400?xn?D?xn??0.5096xn?0.4733 （2-14） R?1R?11.0392?11.0932?1 提馏段
陕西科技大学毕业论文（设计说明书） yL'W?XW29.88322.0871m?1?L'?W?xL'?W29.8832?2.0871x?0.0230m??m?29.8832?2.0871 即 ym?1?1.0751xm?0.0017
精馏塔属连续精馏，可采用逐板计算法求取理论塔板层数。 逐板法求理论板层数 精馏段
相平衡方程式 y??m?x2.0227x1?(?? m?1)?x1?(2.0227?1)x 即 x?y2.0227?1.0227y
与精馏段操作线方程yn?1?0.5096xn?0.4733计算 计算过程略，结果如下：
y1?xD?0.9651 x1?0.9318 y2?0.9481 x2?0.9003 y3?0.9320 x3?0.8714
y4?0.9174 x4?0.8459 y5?0.9044 x5?0.8238
因为x5?0.8238?xF?0.8400 所以第5层理论板为进料板 则此精馏段理论板层数为4层
提馏段 xW?0.0230 x5?0.8238 用相平衡方程x?y2.0227?1.0227y
与提馏段方程ym?1?1.0751xm?0.0017计算过程略，结果如下：
y6?0.8840 x6?0.7903 y7?0.8426 x7?0.7258
14
（2-15）
（2-16） 年产1万吨甲苯的精馏装置设计 15
y8?0.7786 x8?0.6349
y9?0.6809 x9?0.5137 y10?0.5506 x10?0.3772 y11?0.4038 x11?0.2508 y12?0.2679 x12?0.1532 y13?0.1630 x13?0.0878 y14?0.0927 x14?0.0481 y15?0.0500 x15?0.0254 y16?0.0256 x16?0.0128
因为y14?0.0128?xw?0.0230
所以提馏段理论板层数为11层
故 总理论板层数N?4?11?15（不包括再沸器）
2.3.3实际板层数的求取
取ET?0.60
故实际板层NP?NT/ET （2-17）
N精?4/0.60?7
N提?11/0.60?19
2．4热量衡算
（1）塔顶、塔底汽化潜热的计算
甲苯乙苯的塔顶、塔底温度分别为
TD?114℃， TW?135.7174℃
查甲苯乙苯汽化潜热图得，
TD?114℃， ?甲苯?32992.7357KJ/kmol ?乙苯?38745.1065KJ/kmol
TW?135.7174℃ ?甲苯?31616.7350KJ/kmol ?乙苯?35907.8875KJ/kmol