P苯
P 甲苯
x苯
y苯
80.02 84.0 88.0 92.0 96.0 100.0 104.0 108.0 114.0
760 850 957 1078 1204 1344 1495 1659 1748
300 333 379.5 432 492.5 559 625 704.5 760
1.000 0.823 0.659 0.508 0.376 0.256 0.155 0.058 0
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
精馏段的平均摩尔质量 Mvm=(78.35+84.34)/2=81.34 kg/kmol MLm=(78.68+87.43)/2=83.06kg/kmol 提馏的平均摩尔质量 Mvm=(91.49+84.34)/2=87.92 kg/kmol MLm=(91.80+87.43)/2=89.62kg/kmol
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
进料板平均摩尔质量 由XF =0.336代入气液平衡方程得yF=0.556 MvFm= yFMA+(1-yF)MB =0.556×78.11+(1-0.556)×92.14=84.34kg/kmol MLFm= xFMA+(1-xF)MB =0.336×78.11+(1-0.336)×92.14=87.43kg/kmol 塔底平均摩尔质量 由xw=0.024代入气液平衡方程得yw=0.046 MvFm= ywMA+(1-yw)MB =0.046×78.11+(1-0.046)×92.14=91.49kg/kmol MLFm= xwMA+(1-xw)MB =0.024×78.11+(1-0.024)×92.14=91.80kg/kmol
理论板（不包括再沸器） 为13块，进料板为第8板。
理论塔板计算
5.理论板计算
理论板计算过程（2）如下： 利用芬克斯公式求得最小理论版
xD 1 xW lg[( )( )] 1 xD xW 1 8.62 Nmin= lg a
由最小回流比 Rmin=1.95 则 R Rmin
R 1
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
液体平均表面张力的计算 塔顶： 由tD=80.40℃，查手册得 σ 1=21.22mN/m, σ 2 =21.65N/m 所以可得 σ D =0.983*21.22+0.017*21.65=21.23N/m 进料板： 由tF=97.33℃，查手册得 σ 1 =19.17 mN/m； σ 2 =19.78mN/m 所以可得 σ F =0.336*19.17+0.664*19.78=19.75mN/m 精馏段液相平均表面张力 σ L =（21.13+19.75）/2=20.44mN/m
理论塔板计算
5.理论板计算
过程（1）如下：气液平衡方程 y
ax 2.46x 1 (a 1) x 1 1.46x y 变形有 x 2.46 1.46y
由 y 求的 x, 再将 x 带入平衡方程，以此 类推
y1 xD 0.983相平衡 x1 0.959 y2 0.963相平衡 x2 0.913 y3 0.927 相平衡 x3 0.837 y4 0.866 相平衡 x4 0.723 y5 0.776 相平衡 x5 0.584 y6 0.665 相平衡 x6 0.446 y7 0.556 相平衡 x7 0.336 y8 0.468 相平衡 x8 0.263 xF 0.336 y9 0.365 相平衡 x9 0.189 y10 0.259 相平衡 x10 0.124 y11 0..167 相平衡 x11 0.075 y12 0.097 相平衡 x12 0.042 y13 0.05 相平衡 x13 0.021
实际板的计算
全塔平均温度 t =95.96℃下苯、 甲苯黏度如下表 2 （由插值得来） P311 表 2 苯和甲苯组分的黏度 组分 苯(A) 甲苯(B) 黏度 \ mpa.s 0.266 0.273 所以可得 μ m=xFμ 苯+（1-xF） μ 甲苯 =0.336*0.266+0.664*0.273 =0.2706 mpa.s 本设计选取 O’connell 方法计算全塔效率 全塔效率:
理论塔板计算
4.操作线方程
精馏段操作线方程
yn 1 R x xn D 0.796 xn 0.2006 R 1 R 1
提馏段操作线方程
yn1 1.423xn 0.0102
两操作线交点横坐标为
xF ( R 1) xF (q 1) xD (3.9 1) 0.336 0.336 Rq 3.9 1
物料衡算
3.物料衡算
产品生产量
8 107 11111.11 D 24 300 141.81kmol / h MD 78.35
总物料衡算 F=D+W 轻组分物料衡算 FxF=DxD+Wxw 代入数据可得 F=127.09+W F*0.336=0.983*127.09+0.024W 所以可得 F=435.88 kmol/h W=294.07 kmol/h
0.398
由吉利兰图查的
N N min 0.3 解得 N 2
N=14 块。
实际板的计算
苯和甲苯的混合物是服从拉乌尔定律的理想溶液。 在常压下 它们的蒸汽压及汽液平衡数据，如下表所示： 表一 苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据
t （0 C ）
m m Hg m m Hg （ 分子分数 （ 分子分数
ET 0.49(L ) 0.245 0.49* 1 54.14 ％ (2.46* 0.2706 ) 0.245
精馏段实际板数
N精 NT 7 13 E T 0.5414 NT 6 11 E T 0.5414
提馏段实际板数
N提
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
理论塔板计算
相对挥发度α 回流比R 精馏塔的气、液相负荷V’、L’
操作线方程
理论板计算 实际板数计算
理论塔板计算
1.相对挥发度的求取
苯的沸点为 80.1℃，甲苯沸点为 110.6℃ ① 当温度为 80.1℃时
1206 .35 2.006 80.1 220 .24 1343 .94 lg P B 6.078 1.593 80.1 219 .58 lg P A 6.023
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
平均密度的计算 气相平均密度计算： 精馏段： 由理想气体状态方程计算
111.15 81.34 3 MVm Vm1 Pm 3.00 kg / m Rtm 8.314 (88.87 273.15)



解得 P A 238 .23 KPa ， P B 101 .86 KPa 则有
1 101.39 39.17 2.588 2 237.95 101.34 2.339 12 2.600 2.348 2.46


理论塔板计算
2.回流比R的求取
由于是饱和液体进料，有 q=1，q 线为一垂直线，故 xq xF 0.336，根据相平衡方程有
理论塔板计算
3精馏塔的气、液相负荷
L RD 3.90 1141 .81 553 .06 Kmol / h V (1 R) D (1 3.90) 141.81 694.87Kmol/ h
L' L qF 553.06 435.88 988.94Kmol/ h V ' V 694 .87 Kmol / h
精馏塔设计
LOGO

目录
1
设计项目介绍 2
塔板数计算 3 4 5 塔板设计 力学衡算 其他部分的设计
精馏塔 设计
Hale Waihona Puke 设计任务 年产8万吨产品； 年生产300天，24h运行
进料液中轻组分质量分数为30％的摩尔分
率 塔顶轻组分质量分数为98％的摩尔分率 塔底轻组分质量分数为2％的摩尔分率

解得 P A 101 .39 KPa ， P B 39.17 KPa ② 当温度为 110.6℃时
1206 .35 2.377 110 .6 220 .24 1343 .94 lg P B 6.078 2.008 110 .63 219 .58 lg P A 6.023
1.000 0.922 0.830 0.720 0.596 0.453 0.304 0.128 0
由上表可有 origin 作出如图 1 （t-x）曲线
实际板的计算
图1
t-x-y 图
由 t-x-y 图可查得 tD=80.40℃,tW=111.52℃,tF=97.33℃ 全塔平均温度
t td tw 95.96℃ 2
物料衡算
Step 3 物料衡算
Step 2
产品生产量D、进料流量F、 塔底产品流量W
原料液、塔顶、塔底产品的平均 摩尔质量 Step 1
原料液及塔顶、塔底摩尔分率 XF、XD、XW
物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底摩尔分率
苯:MA=78.11kg/kmol 甲苯:MB=92.14 kg/kmol
进料液中轻组分质量分数为30％的摩尔分率 XF=（0.30/78.11）/（0.30/78.11+0.70/92.14）=0.336 塔顶轻组分质量分数为98％的摩尔分率 XD=（0.98/78.11）/（0.98/78.11+0.02/92.14）=0.983 塔底轻组分质量分数为2％的摩尔分率 XW=（0.02/78.11）/（0.02/78.11+0.98/92.14）=0.024