16065取当R1071示范计算精馏塔的气液相负荷
LRD1071168261180208kmolh
VR1D2071168261348469kmolh
LLF180208707431887639kmolh
VV348469kmolhRL
10711160251338516065180208195225225259270311
V
348469363486393520438572
L
88763990265993269977742
V
348469363486393520438572
操作线方程1精馏段操作线方程
y
LD180208168261xxDx07788505171x03761VV34869348469LW887639539170xxWx0032912547x00509VV348469348469
精馏操作线提馏操作线
2提馏段操作线方程
y
R
1071
y0517103761x
y2547x00509
2
f1160251338516065
y0537103605x
y24833x00488
y05724x03330
y06163x02988
总理论板数1813129实际板总数34252418
y2370100451x
y22279x00405
进料板位置1712119实际进料板位置32232117
1）根据作图知不同的回流比下的总理论板数和进料板位置如下表不包括再沸器
R
10711160251338516065
代入全塔效率计算出实际的板层数如下表
R
10711160251338516065总情形如下表
回流比
项目塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板进料板
1071
116025
13385
16065
气相摩尔浓度0778850545050778850587053307788505920525077885055044
液相摩尔浓度074502350155073403202074503301650734023401
MV
3980783326323980783443632924398078345763273980783343032
ML
3886245822343855226962363886272422623855224552208
3
f其他温度下的粘度查表略总情形如下表R项目塔顶1071进料板塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板塔顶精馏末板进料板y077885x0745粘度04161气相平均密度143163液相平均密度762802Pm1053温度79
05077885058705330778850592
01550734032020745033
035090416103795035940416104281
136665143163140138134011143163139855
885740762802833292868705762802830847
1271053120120710531186
8457981583579795
11602
13385
077885055044
0734023401
041640367503394
143163130457117984
762802857369910499
105311551162
7982586
16065
６．塔径的计算以R1071的塔顶为例
R1071
项目塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板进料板塔顶精馏末板
VS
LS
116025
13385
16065
2691522269492266482807512481082480603031762695592717774338746311900
00025500014400062200027400017500068r