苯气液平衡线xy图。
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图上对角线上自点e054054作垂线ef即为进料线该线与平衡线的交点坐标为
qy0745qx054
最小回流比mi
R117dq
qqxyyx
取操作回流比为2倍最小回流比mi
R2R233
f23物料衡算
F85kmolh
总物料衡算FWD85DW
苯物料衡算FDWFxDxWx850540984D0035W联立得D4523KmolhW3977Kmolh
24精馏段和提馏段操作线方程
241求精馏塔的气液相负荷
LRD1054KmolhVR1D1506Kmolh
LLqF1904Kmolh
VV1506Kmolh
242求操作线方程
精馏段
提馏段
25精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由图解法的总板数NT13进料板NF6精馏段5块提馏段7块
26实际板数的计算
1板效率0245049TLEαμ
精馏段平均温度为8608℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度256α又有031Lμ
求得精馏段板效率为523
10544523xx098407x029615061506dLDyxVV11904397712600092415061506
W
LWyxxxxVV
f提馏段平均温度10063℃由安托尼方程的精馏段相对挥发度263α0289Lμ
求得提镏馏段板效率为524
2TN实际板数的求取
精馏段实际板数
NT50523962≈10
提馏段实际板数
NT70524134≈14包括塔釜
实际总半数为101424块板
总板效率ET132542
27实际塔板数及实际加料位置
实际加料板位置
实1
FFT
NNE12块精馏段实际板层数jN10
提馏段实际板层数tN14
f
第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
31物性数据计算
311操作压力计算
1塔顶操作压力DP101341053Kpa
2每层塔板压降P07Kpa
3进料板压力FDPP105307101123KpaPN精
4精馏段平均压力21053112321088DFPPPKpa
5塔底操作压力WPDPPN105307×241221Kpa
6提馏段平均压力21193FWPPPKpa
312操作温度计算
用比例内插法求得操作温度Ft921894tf921048905920540489
Ft9076℃Dt81281280128979109840979
DtDt814℃Wt11061106106108800350
WtWt1105℃精馏段平均温度86082
DFMttt℃提馏段平均温度100632WFMttt
℃313平均摩尔质量计算
1塔顶平均摩尔质量计算
1yDx09841x09599
VDM1yAM11yBM0984×781110984×92137833kgKmol
LDM1xAM11xBM09599×7811109599×92137867kgKmol
f2进料板平均摩尔质量计算
7y07637x0562
VFM7yAM17yBM0763×781110748×92138382kgKmolLFM7xAM17xBM0562×781110562×92138425kgKmol3精r