2 精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1基础数据 （一）生产能力：10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。
（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ （式2. 1）编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591002434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯92591.841.0注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，2.562/15.3181/1-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CSP PIn01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni ii p p y 11，试差法求塔顶温度 乙苯106 617.2 36.0名称 A B C D 苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯-7.286071.38091-2.83433 -2.79168 乙苯 -7.48645 1.45488-3.37538-2.23048表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度 泡点方程：p x pni i i=∑=10 试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进，泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用插法求得各个数据5.105=顶t ℃，961.5=苯α 514.2=甲苯α 1=乙苯α； 136=底t ℃， 96.1=甲苯α 1=乙苯α；133=进t ℃， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=乙苯α综上，各个组份挥发度见下表据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
26.6148.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =⨯==-HK LK W LKHK D HK LK x xx x N α2.2.2塔板数的确定 一、最小回流比R min本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q =1由恩特伍德公式： 1)(min ,+=-∑R x i mD i i θαα1i iix q ααθ=--∑组份 进料温度133塔顶温度105.5 塔底温度136 平均相对挥发度 苯 4.38 5.9615.1705 甲苯 1.97 2.5141.962.148 乙苯 1111019375.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-⨯+-⨯+-⨯=-∑θθθθααi i i x试差法求得=θ 2.3 则最小回流比304.113.2101.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--⨯+-⨯+-⨯=--∑=θααi m D i i x R ，二、实际回流比根据混合物分离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍 则R =1.2 R min =1.2×1.304=1.565三、全塔理论板数的确定102.01565.1304.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得52.02min=+-N N N将26.6min =N 代入，求得N=15.2 四、进料板的计算5.9lg )()(lg )(=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛÷=-HKLK HK LK m R f d f d N α3lg )()(lg )(=⎪⎭⎫⎝⎛÷=-HKLK HK LK m S f f N αωω因为S Rm S m R R S N NN N N N N ===+)()(2.15，12.112.1535.9135.9)()(1)()(=⨯+=⨯+=N N N N N N m S mR mS m R R 08.412.112.15=-=-=R S N N N所以,第5层理论板是加料版。
3 精馏塔主要尺寸的设计3.1塔径的计算3.3.1 填料精馏塔有关参数操作回流比：R=2 理论板数：N T =16 进料板序号：N F =5 塔顶温度：t D =105.5℃ 塔釜温度：t W =136℃3.3.2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得：3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ3/867m kg =乙苯ρ气体平均摩尔质量：mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=⨯+⨯+⨯=气体密度：()335/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+⨯⨯⨯⨯==ρ 液体密度：3/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρs m V S /342.085.2360039.8873.393=⨯⨯=h kmol RD L /4868.262434.132=⨯==3.3.3 进料板有关参数计算 s m V V S S /342.03,== 气相组成：94.2=m α()()014.0005.0194.21005.094.21=⨯-+⨯=-+=x a x y αα 气体平均摩尔质量：molg M V /8.105106986.092014.0'=⨯+⨯=气体密度：()335''/71.315.27313310314.88.10510013.1m kg RT PM D V V=+⨯⨯⨯⨯==ρ3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρ3.3.4 精馏段塔径计算液相质量流量为：h kg L /231333.874868.26=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V /75.351139.887.39=⨯=ω流动参数为：0377.0102.87185.275.351123135.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V VLρρωωψ由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y ；查埃克特通用关联图得：7.02.02=L LV msx g u μρρφϕ由于s mPa L ⋅=262.0μ 10.1102.8713.958===L ρρϕ水0033.0102.87185.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得：7.08.90033.010.1262.02max 2.0=⨯⨯⨯u即：s m u /3.3max =由于 max 0.8uu =即：s m u u /64.23.38.08.0max =⨯== 由公式m u V D S 51.064.214.3342.044=⨯⨯==π圆整后为0.6m 3.3.5 提溜段塔径计算液相质量流量为：h kg L/1709648.6735.253'=⨯=ω 气相质量流量为：h kg V/42008.1057.39'=⨯=ω流动参数为：28.076171.34200170965.05.0''''=⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V V L ρρωωψ同上，查图得：4.02.0''''2'max =L LV g u μρρφϕ由于257=φ s mPa L⋅=207.0'μ 12.1770863'===L ρρϕ水 00488.076171.3''==L V ρρ代入上式中得：4.08.9000207.000488.012.12572.02'max =⨯⨯⨯⨯u即：s m u /1.3'max=s m u u /48.21.38.08.0max ''=⨯==则：m u V D S 53.048.214.3342.044'=⨯⨯==π比较精馏段与提溜段计算结果，二者基本相同。
圆整塔径，取D=600mm 3.4 液体喷淋密度及空塔气速核算 精馏段液体喷淋密度为()h m m D U LL⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫ ⎝⎛=2322/58.4423.014.33.7406.23312πρω 精馏段空塔气速为： s m D u VV/22.126.014.3360085.275.3511222=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=πρω 提溜段液体喷淋密度为： ()h m m U ⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=232'/3.3326.014.3420017096提溜段空塔气速为：s m D u V V /11.126.014.3360071.34200222'''=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=πρω 查规整填料性能参数知32/350m m =σ，取)/(08.023(min)h m m L W ⋅=则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ⋅=⨯==σ经核算，选用塔径600mm 符合要求。