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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
y?相平衡方程式
?m?x2.4681x?1?(?m?1)?x1?(2.4681?1)x （2-17）
y
2.4681?1.4681y 即 x?与精馏段操作线方程yn?1?0.5378xn?0.4544计算 计算过程略，结果如下：
y1?xD?0.9830 x1?0.9591 y2?0.9693 x2?0.9278 y3?0.9533 x3?0.8922 y4?0.9342 x4?0.8519 y5?0.9126 x5?0.8088
y6?0.8894 x6?0.7649 y7?0.8678 x7?0.7268
因为x7?0.7268?xF?0.7520,所以第7层理论板为进料板,则此精馏段理论板层数为6层
提馏段 xW?0.0468 x7?0.7268
用相平衡方程x?y
2.4681?1.4681y与提馏段方程ym?1?1.1514xm?0.007计算过程略，结果如下：
y8?0.8298 x8?0.6639 y9?0.7574 x9?0.6060
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y10?0.6907 x10?0.5527 y11?0.6294 x11?0.4076 y12?0.4623 x12?0.2584 y13?0.2905 x13?0.1423 y14?0.1568 x14?0.0701 y15?0.0737 x15?0.0312
因为y15?0.0312?xw?0.0468,所以提馏段理论板层数为8层 故总理论板层数N?6?8?14（不包括再沸器） 2.3.4 实际板层数的求取
取ET?0.5
故实际板层NP?NT/ET （2-18）
N精?6/0.5=12 （2-19）
N提?8/0.5?16
2.4 热量衡算
2.4.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算
表2-5苯-甲苯汽化潜热表
温度℃ 苯KJ/kg 甲苯KJ/kg 20 431.1 412.7 40 420.0 402.1 60 407.7 391.0 80 394.1 379.4 100 379.3 367.1 120 363.2 354.2 （内差法）苯甲苯的塔顶、塔底温度分别为
T?T1T2?T1 ?r?r1r2?r1TD?80.8595℃ Tw?109.5877℃
由内差法得
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TD?80.4786℃ ?D苯?30755.4844KJ/kmol ?D甲苯?34927.0081KJ/kmol TW?108.5840℃?W苯?29087.3751KJ/kmol ?W甲苯?191716.4255KJ/kmol
则
?D??D苯?xD??D甲苯?(1?xD) （2-20）
=30755.4844?0.9830?34927.0081?(1?0.9830) =30826.4003KJ/kmol
?W??W苯XW??W甲苯(1?XW) （2-21）
=29087.3751?0.0468?191716.4255?(1?0.0468)
=1828802.257KJ/kmol （热量损失忽略） 2.4.2 对精馏段（塔顶冷凝器）
Q?V??W水?CpC(t2?t1) （2-22）
冷却水的消耗量为
W水=V??顶199.7648?30826.4003 ??147535.7131KJ/Kmol （2-23）
C?Pc?(t2?t1)4.174?(40?30)2.4.3 对提馏段（再沸器）
?加?
2258.4KJ/kg?40651.2KJ/kmol1/18kmol/kg
Q??V????QL?V加?加' （2-24）
V'?r'?V?rV??r?r?V加==r加r加 （2-25）
热损失量为0.05 V??底199.7684?1828802.257V加???9460.1186(1?0.05)??加(1?0.05)?40651.22.4.4 热蒸汽消耗量
（2-26）
Q?V加??加?9460.1182?40651.2?384565157KJ/kmol
北京化工大学毕业设计 2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.5.1 操作压力Pm的计算
操作压力：常压 101.33kpa 单板压降：0.4kpa??P?1.1kpa ?P?0.7kpa
进料板压力：PF?P0?(NT精+1)?P?101.33?0.7?(12?1)?110.43kpa 塔釜压力：PW?P0??P?NP?101.33?0.7?28?120.93kpa 故精馏段平均操作压力为：
Pm?p0?PF101.33?2?110.432?105.88kpa 提留段平均操作压力为： Pp0?PWm?2?101.33?120.932?111.13kpa 2.5.2 操作温度计算
前面已用泡点温度通过内插法计算出泡点温度， 进料板温度 TF?85.7036℃ 塔顶温度 TD?80.4786℃ 塔底温度 TW?108.5840℃
故 精馏段平均温度：TTD?TFm?2?80.4786?85.70352?83.9011℃ 提馏段平均温度：TT?TF108.5840?m?W2?85.70432?97.1438℃ 2.5.3 平均摩尔质量计算
（1）塔顶摩尔质量计算
由逐板计算理论塔板数得 xD?y1?0.9830 x1?0.9591
则 MVDM?0.9830?78.11??1?0.9830??92.13?78.3483kg/kmol MLDM?0.9591?78.11??1?0.9591??92.13?78.6834kg/kmol
16
2-27） 2-28）
（（
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（2）进料板平均摩尔质量的计算
由yF?0.8678 xF?0.7268
则 MVFM?0.8678?78.11??1?0.8678??92.13?79.9634kg/kmol MLFM?0.7268?78.11??1?0.7268??92.13?81.9403kg/kmol
（3）塔底平均摩尔质量计算
由XW?y15?0.0737 x15?0.0312
MVWM?0.0737?78.11??1?0.0737??92.13?91.0967kg/kmolMVWM?0.0312?78.11??1?0.0312??92.13?91.6926kg/kmol 提馏段进料板平均摩尔质量与精馏段进料板平均摩尔质量相同 故 精馏段平均摩尔质量
MVM?(MVDM?MVFM)/2???78.3483?79.9634?/2?79.1559 kg/kmol MLM?(MLDM?MLFM)/2??78.6834?81,9403?/2?80.3119 kg/kmol
提馏段平均摩尔质量
MVM?(MVWM?MVFM)/2??91.0967?79.9634?/2?85.5301kg/kmol MLM?(MLWM?MLFM)/2??91.6926?81.9403?/2?86.8165kg/kmol
2.5.4 平均密度计算
(1) 气相平均密度计算
由理想气体状态方程?vm? 故 精馏段
Pm?MVM计算 （2-29）
R?Tm?vm? 提馏段
?vm?(2) 液相平均密度计算
PmMVM105.88?79.1559??2.8297Kg/m3 RTm8.314?(273.15?83.0911)PmMVM111.13?85.5301??3.0874Kg/m3 RTm8.314?(273.15?97.1438)液相平均密度用式 1/?Lm??ai/?i计算 （2-30）
表2-6苯-甲苯的液相密度表
温度℃ 苯KJ/kg 甲苯KJ/kg
20 877.4 867.0 40 857.3 848.2 60 836.6 829.3 80 815.0 810.0 100 792.5 790.3 120 767.9 770.0