苯甲苯+浮閥塔 課程設(shè)計(jì)

1、目錄目錄 目錄目錄.2 一前言一前言.2 1.1 概述.2 1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求.3 1.3 設(shè)計(jì)方案.3 二塔的工藝計(jì)算二塔的工藝計(jì)算.4 2.1 物料衡算.4 2.2 理論板數(shù)的確定.4 2.3 塔徑及塔高的確定.7 2.3.1操作參數(shù)及物性參數(shù)的確定.7 (1) 壓強(qiáng).7 (2)平均溫度.8 (3)平均分子量.8 (4)平均密度.8 (5)表面張力.9 (6)液體黏度.10 (7)氣液負(fù)荷計(jì)算.10 2.3.2塔板工藝尺寸計(jì)算.11 (1)塔徑.11 （2）塔的有效高度.12 (3)溢流裝置計(jì)算.12 (4)塔板布置與浮閥數(shù)目及排列.15 2.3.3塔板流體動(dòng)力學(xué)驗(yàn)算.17 精餾段計(jì)算

2、.17 提留段計(jì)算.17 2.3.4塔板的負(fù)荷性能圖.20 (1)霧沫夾帶線.20 (2)液泛線.20 （3）液體負(fù)荷上限線.21 (4)漏夜線.21 (5) 液相負(fù)荷下限線.22 三設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表三設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表.24 四四.個(gè)人總結(jié)及對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述個(gè)人總結(jié)及對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述.25 五五.參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).26 一前言一前言 化工原理課程設(shè)計(jì)是化工原理課程教學(xué)中綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論系實(shí)際的橋梁，是 使學(xué)生體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，要求學(xué)生能綜合運(yùn)用本課程和前修 課程的基本知識(shí)，進(jìn)行融匯貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到以化工

3、單元 操作為主的化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計(jì)，要求學(xué)生了解工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握典型單元操作 設(shè)計(jì)的主要程序和方法，培養(yǎng)學(xué)生分析和解決工程實(shí)際問題的能力。同時(shí)，通過課程設(shè)計(jì)，還可以使學(xué)生 樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。 1.1 概述概述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型 式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì) 熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔 頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下

4、者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù) 變化，屬微分接觸操作過程。 工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力小； （4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修 方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇 形、s 型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較 多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)

5、是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從 浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自 行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型）、v4 型、十字架型、 和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用， 已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881）。其閥孔直徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥， 因其操作穩(wěn)定性好。 浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造 價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單

6、1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 設(shè)計(jì)題目：浮閥式間接加熱精餾設(shè)計(jì) 原料：甲苯苯溶液，處理能力：6800kg/h 甲苯含量：41%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，苯 59%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 設(shè)計(jì)要求：餾出液甲苯含量不小于 90%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 釜液甲苯含量不大于 3%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 操作壓力：自選 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn) 加熱方式：間接蒸汽加熱 1.3 設(shè)計(jì)方案設(shè)計(jì)方案 總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔 對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流 動(dòng)。 二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有

7、較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的 真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較 大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 本次實(shí)驗(yàn)我們根據(jù)所給條件設(shè)計(jì)出塔的各項(xiàng)參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。 二塔的工藝計(jì)算二塔的工藝計(jì)算 2.1 物料衡算物料衡算 (1)原料液及塔頂、塔底摩爾分率 苯:ma=78kg/kmol 甲苯:mb=92 kg/kmol 進(jìn)料液中輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 41的摩爾分率 xf= 0.

8、41/0.41/78 0.45 0.41/(1 0.41)/0.41/780.59/92 a ab m mm 塔頂輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 90的摩爾分率 xd= 0.90/0.90/78 0.91 0.90/(1 0.90)/0.90/780.1/92 a ab m mm 塔底輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 3的摩爾分率 xw= 0.03/0.03/78 0.035 0.03/(1 0.03)/0.03/780.97/92 a ab m mm (2)原料液、塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 原料液:mf=xfma+(1-xf)mb=0.4578+(1-0.45)92=85.70kg/kmol 塔 頂: md=xdma

9、+(1-xd)mb=0.9178+(1-0.91)92=79.26kg/kmol 塔底: mw=xwma+(1-xw)mb=0.03578+(1-0.035)92=91.51kg/kmol (3)物料衡算 原料液處理量 f= 68006800 79.35/ ff kmol h mm 總物料衡算 f=d+w 輕組分物料衡算 fxf=dxd+wxw 79.35=d+w 79.350.45=0.91d+0.035w d=37.63kmol/h w=41.72kmol/h 2.2 理論板數(shù)的確定理論板數(shù)的確定 所謂理論板就是離開某塊塔板的氣液兩相互成平衡,且塔板上的液相組成也是均勻的。 精餾塔的理論板

10、數(shù)可通過”逐板計(jì)算法”或”圖解法”求得 最小回流比 最小回流比: min 1.119 de q xy r yxe 由吉利蘭圖解，將優(yōu)化，如下圖： min r 取拐點(diǎn)有=1.44，為最優(yōu)回流比在（1.22）之間，符合要求。 min r min r 相平衡圖 0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0.4 0.45 0.5 0.55 0.6 0.65 0.7 0.75 0.8 0.85 0.9 0.95 1 00.0 5 0.1 0.1 5 0.2 0.2 5 0.3 0.3 5 0.4 0.4 5 0.5 0.5 5 0.6 0.6 5 0.7 0.7 5 0.8 0

11、.8 5 0.9 0.9 5 1 液相（x） 氣相(y) 0 0. .0 00 0 1 1. .0 00 0 2 2. .0 00 0 3 3. .0 00 0 4 4. .0 00 0 5 5. .0 00 0 6 6. .0 00 0 7 7. .0 00 0 8 8. .0 00 0 9 9. .0 00 0 1 10 0. .0 00 0 1 11 1. .0 00 0 1 12 2. .0 00 0 1 13 3. .0 00 0 1 14 4. .0 00 0 1 15 5. .0 00 0 1 16 6. .0 00 0 1 17 7. .0 00 0 1 18 8. .0 00

12、 0 1 19 9. .0 00 0 2 20 0. .0 00 0 2 21 1. .0 00 0 0 0. . 0 00 0 0 0. . 5 50 0 1 1. . 0 00 0 1 1. . 5 50 0 2 2. . 0 00 0 2 2. . 5 50 0 3 3. . 0 00 0 3 3. . 5 50 0 4 4. . 0 00 0 4 4. . 5 50 0 5 5. . 0 00 0 5 5. . 5 50 0 6 6. . 0 00 0 6 6. . 5 50 0 7 7. . 0 00 0 7 7. . 5 50 0 8 8. . 0 00 0 8 8. . 5 50

13、 0 (3) 逐板計(jì)算法求理論板數(shù) 精餾段操作線方程: 1 0.590.375 11 d nnn xr yxx rr 相平衡方程: 2.47 1 (1)1 1.47 xx y xx 提餾段操作線方程： 1 00 1.4540.0159 mmwm ww yxxx vv x1=0.80y1=xd=0.91 x2=0.7y2=0.85 x3=0.6y3=0.79 x4=0.53y4=0.73 x5=0.47y5=0.68 x6=0.43y6=0.65 x7=0.387y7=0.609 x8=0.328y8=0.547 x9=0.257y9=0.461 x10=0.184y10=0.358 x11=0

14、.118y11=0.248 x12=0.069y12=0.155 x13=0.036y13=0.085 x14=0.0153y14=0.037 由 x6=0.435s，故降液管尺寸可用 0.071 0.4 =18.2 0.00156 s 降液管底隙高度 可取降液管底隙處液體流速 0 0 s w l h l u 取 則 合理 0.1/ o um s 0 0.022hm wo hh 選用凹形受液盤，深度為 50mm 提留段計(jì)算提留段計(jì)算 堰長 lw=（0.60.8）d 取堰長 lw=0.7d=0.71=0.7m 出口堰高 hw 3 36003600 0.0041715.012/ hs llmh h

15、l=hw+how故 hw=hl-how 采用平直堰，堰上液層高度高可按 2 3 2.84 () 1000 h ow w l he l 近似取 e=1.02，則可由列線圖查出 how=0.022m hw=0.06-0.022=0.038 m 弓型降液管寬度 wd和面積 af ，由弓型降液管的寬度與面積圖查得0.7 w l d ， 0.09 f t a a 0.15 d w d 則 af=0.09at=0.071m2 wd=0.15d=0.15m 按驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間 f a = t s h l 停留時(shí)間5s，故降液管尺寸可用 0.071 0.4 =6.8 0.00417 s 降液管底隙高度

16、 可取降液管底隙處液體流速 0 0 s w l h l u 取 則 合理 0.2/ o um s 0 0.0298hm wo hh 選用凹形受液盤，深度為 50mm (4)塔板布置與浮閥數(shù)目及排列塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 選用 f1 型重閥，閥孔直徑 d0=39mm，底邊孔中心距 t=75mm 精餾段計(jì)算 取閥孔動(dòng)能因子 f0=11 孔速 0 0 11 6.428/ 2.928 vm f um s 提 每層塔板上浮閥數(shù) 22 00 0.707 93 (0.039)6.428 44 s v n d u 取邊緣區(qū)域?qū)挾?wc=0.04m ws=0.07m 塔板上的鼓泡面積 222 2arcsin

17、180 a x ax rxr r 0.46 2 c d rwm()0.28 2 ds d xwwm 2222 0.28 2 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arcsin0.481 1800.46 a am 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m 則估算排間距 0.481 69 93 0.075 a t a tmm n 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此 排間距不宜采用 90mm，而應(yīng)小于此值。 故取 t=65mm=0.065m 按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖

18、，排得閥數(shù) 87 個(gè) 按 n=87 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 0 2 0.713 6.86/ (0.039)87 4 um s 閥孔動(dòng)能因數(shù) f0變化不大，仍在 912 范圍內(nèi) 0 6.862.92811.712f 塔板開孔率 2 0 (/)13.2%n dd 提留段計(jì)算提留段計(jì)算 取閥孔動(dòng)能因子 f0=11 孔速 0 0 11 6.087/ 3.266 vm f um s 提 每層塔板上浮閥數(shù) 22 00 0.707 94 (0.039)6.087 44 s v n d u 取邊緣區(qū)域?qū)挾?wc=0.04m ws=0.07m 塔板上的鼓泡面積 222 2arcsin 180 a x ax

19、rxr r 0.46 2 c d rwm()0.28 2 ds d xwwm 2222 0.28 2 0.28 (0.46)(0.28)(0.46) arcsin0.481 1800.46 a am 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m 則估算排間距 0.481 69 93 0.075 a t a tmm n 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此 排間距不宜采用 90mm，而應(yīng)小于此值。 故取 t=65mm=0.065m 按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù) 87 個(gè)

20、按 n=87 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 0 2 0.678 6.50/ (0.039)87 4 um s 閥孔動(dòng)能因數(shù) f0變化不大，仍在 912 范圍內(nèi) 0 6.53.26611.712f 塔板開孔率 2 0 (/)13.2%n dd 2.3.3 塔板流體動(dòng)力學(xué)驗(yàn)算塔板流體動(dòng)力學(xué)驗(yàn)算 精餾段計(jì)算精餾段計(jì)算 （1）氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 pci hhhh 干板阻力 u0=6.428m/suoc 1.825 1.825 73.173.1 5.83/ 2.928 oc vm um s 提 故 2 0 5.340.0413 2 vm c lm u hm g 提 提 板上充氣液層阻力 取充氣系數(shù)

21、0=0.45 hi=0hl=0.450.06=0.027m 液柱 液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小忽略不計(jì)。 因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐邽?hp=0.0413+0.027=0.0683m 液柱 則單板壓降=0.0683798.5289.81=535.03pa700pa pplm ph 精 故設(shè)計(jì)合理 提留段計(jì)算提留段計(jì)算 同理有=5.491， =0.0417m， hi=0.027m hp=0.0687m， oc u o u c h =0.0687*789.455*9.81=532.05pa700papp lm ph 提 故設(shè)計(jì)合理 (2)淹塔 精餾段計(jì)算精餾段計(jì)算

22、為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 hd(ht+hw) hd=hp+hl+hd 氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度 hp，前已算 hp=0.0683m 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰 故 22 0 0.0157 0.153()0.153 ()0.00159 0.7 0.022 s d w l hm l h 板上液層高度，前已選定 hl=0.06m 則 hd=0.0683+0.06+0.00159=0.130m 取 =0.5 又已選定 ht=0.4m，hw=0.048m，則 (ht+hw)=0.5（0.4+0.048）=0.224m 可見hd(ht+hw),符合防止淹塔

23、的要求 提留段計(jì)算提留段計(jì)算 hd(ht+hw) hd=hp+hl+hd 氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度 hp，前已算 hp=0.0687m 液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰 故 22 0 0.00417 0.153()0.153 ()0.00611 0.7 0.0298 s d w l hm l h 板上液層高度，前已選定 hl=0.06m 則 hd=0.0687+0.06+0.00611=0.1348m 取 =0.5 又已選定 ht=0.4m，hw=0.038m，則 (ht+hw)=0.5（0.4+0.038）=0.219m 可見hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求 (3)霧

24、沫夾帶 精餾段計(jì)算精餾段計(jì)算 泛點(diǎn)率 0 0 1.36 100 vm ssl lmvm fb vl z kc a 精 精精 板上液體流經(jīng)長度 zl=d-2wd=1-2*0.15=0.7m 板上液體面積 ab=at-2af=0.785-2*0.0071=0.634m2 苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) k=1.0，由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得 cf=0.113 泛點(diǎn)率=0.610.006m 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度 hw=50mm。 b) 塔板布置 i.塔板的分塊 因d800mm，故塔板采用分塊式。查“塔板分塊數(shù)表”得，塔板分為 3 塊。 ii.邊緣區(qū)寬度的確定 取 ws=ws=0.

25、065m，wc=0.035m。 iii.開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積 r xr xrx a 1 2 22 sin 180 2a 其中 mw d r mww d x c sd 465 . 0 035 . 0 2 0 . 1 2 311 . 0 065 . 0 124 . 0 2 0 . 1 2 故 21 2 22 m532 . 0 465 . 0 311 . 0 sin 180 465 . 0 311 . 0 465 . 0 311 . 0 2a a iv.篩孔計(jì)算及其排列 本題所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑mm3 d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為 t=3d0=

26、35=15mm 篩孔數(shù)目 n 為 個(gè)2731 015 . 0 532 . 0 155 . 1 155 . 1 n 22 t aa 開孔率為% 1 . 10 015 . 0 005 . 0 907 . 0 d 907 . 0 22 0 t sm a vs /52 . 8 532 . 0 101 . 0 458 . 0 u 0 0 6. 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 a) 塔板壓降 i.干板阻力 hc計(jì)算 干板阻力 hc由式計(jì)算， l 2 0 0 051 . 0 h v c c u 由，查“干篩孔的流量系數(shù)圖”得，c0=0.77267. 1 3 5 d0 故液柱m c 0219 . 0 6 . 808 85

27、 . 2 772 . 0 52 . 8 051 . 0 h 2 ii.氣體通過液層的阻力 hl計(jì)算 氣體通過液層的阻力 h1由式計(jì)算 l h 1 h )/(03 . 1 85 . 2 611 . 0 /611 . 0 0363 . 0 785 . 0 458 . 0 u 2/12/1 0 a mskgf sm aa v ft s 查“充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖”，得0.57 故液柱mhhh owwl 0342 . 0 0094 . 0 051 . 0 57 . 0 h1 iii.液體表面張力的阻力計(jì)算 h 表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計(jì)算 h 0 4 gd h l l 液柱mh0021 . 0 005 . 0

28、 81 . 9 6 . 808 1063.204 3 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp可按下式計(jì)算 液柱mhhhh lcp 047 . 0 0021 . 0 0228 . 0 0219 . 0 氣體通過每層塔板的壓降為 )(7 . 037181 . 9 6 . 808047 . 0 pp設(shè)計(jì)允許值kpapagh lp b) 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影響。 c) 液沫夾帶 液沫夾帶量由式計(jì)算 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e mhh lf 10 . 0 04 . 0 5 . 25 . 2 故氣液氣液kgkg

29、kgev/1 . 0kg/0027 . 0 15. 040 . 0 611 . 0 1063.20 107 . 5 2 . 3 3 6 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 ev在允許范圍內(nèi)。 d) 漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 u0,min可如下計(jì)算 vll hhcu /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0min, 0 sm/337 . 5 85 . 2 / 6 . 8080021 . 0 06. 013 . 0 0056 . 0 4 . 4 實(shí)際孔速 u0=8.52m/su0,min 穩(wěn)定系數(shù)為5 . 160 . 1 082 . 6 52 . 8 min, 0 0 u u k 故在本設(shè)計(jì)中無明顯

30、漏液。 e) 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)有)(hd wt hh 苯-甲苯物系屬一般物系，取，則5 . 0 mhh wt 215 . 0 )031 . 0 40 . 0 (5 . 0)( 而 dlpd hhhh 板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式計(jì)算，即 2 0) (153 . 0 uhd 液柱mhd001 . 0 )08 . 0 (153 . 0 2 hd=0.047+0.40+0.001=0.088m 液柱 )(hd wt hh 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 7. 塔板負(fù)荷性能圖 a) 漏液線 由 vll hhcu /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0min, 0 0

31、min, min, 0 a v u s owwl hhh 3/2 1000 84 . 2 w h ow l l eh 得 vl w h w h l l ehacv / 1000 84 . 2 13 . 0 0056. 04 . 4 3/2 00min, 0 85 . 2 / 6 . 8080021 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 031 . 0 13 . 0 0056 . 0 532 . 0 101 . 0 772 . 0 4 . 4 3/2 s l 整理得 3/2 min, 0 127 . 0 00829 . 0 920 . 2 s lv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)

32、ls值，依上式計(jì)算出 vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s0.2800.2910.3050.317 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1。 b) 液沫夾帶線 以 ev=0.1kg 液/kg 氣為限，求 vs-ls關(guān)系如下: 由 2 . 3 6 107 . 5 ft a l v hh u e 3/2 3/2 88 . 0 66 . 0 3600 1 1000 84 . 2 031 . 0 5 . 25 . 2 335. 1 0363 . 0 785 . 0 s s ow w owwlf s s ft s l l h h hhhh v

33、v aa v u 故 3/2 2 . 2078 . 0 sf lh 1 . 0 2 . 2322 . 0 335 . 1 1063.20 107 . 5 2 . 2322. 0 2 . 3 3/23 6 3/2 s s v sft l v e lhh 整理得 3/2 39.1052 . 1 ss lv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) ls值，依上式計(jì)算出 vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s1.4461.3841.3041.236 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線 2 c) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 how=0.006

34、m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則 =0.006 3/2 1000 84 . 2 w h ow l l eh 取 e=1，則 smls/00056 . 0 3600 66 . 0 84 . 2 1000006 . 0 3 2/3 min, 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。 d) 液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則s4 4 s tf l ha 故sm ha l tf s /00363 . 0 4 4 . 00363 . 0 4 3 max, 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線線 4 e) 液泛線 令)(hd wt hh 由 owwllcpdlpd hhhh

35、hhhhhhhhh; 11 聯(lián)立得 hhhhhh dcowwt 11 忽略，將與 ls，與 ls，與 vs的關(guān)系式帶入上式，并整理得 h ow h d h c h 3/222 sss ldlcbva 式中 l v ca a 2 00 )( 051 . 0 3/2 3 2 0 3600 )1 (1084 . 2 )/(153 . 0 ) 1( w w wt l ed hlc hhb 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 382 . 1 66 . 0 3600 )57 . 0 1 (11084 . 2 27.809 )021 . 0 66 . 0 ( 153 . 0 167 . 0 031 . 0 ) 157 .

36、0 5 . 0(4 . 05 . 0 104 . 0 6 . 808 85 . 2 )772 . 0 532 . 0 101 . 0 ( 051 . 0 3/2 3 2 2 d c b a 故 3/222 382 . 1 27.809167 . 0 104 . 0 sss llv 或 3/222 23.13774660 . 1 sss llv 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) ls值，依上式計(jì)算出 vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表。 ls，m3/s0.00060.00150.00300.0045 vs，m3/s1.2261.1871.1201.040 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板

37、塔的負(fù)荷性能圖，如下。 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) a，連接 oa，即作出操作線。由圖可看出， 該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。并可查得 vs,max=1.163m3/svs,min=0.282m3/s 故操作彈性為124 . 4 282 . 0 163 . 1 min, max, s s v v 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表。 序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值 1 平均溫度tm, 86.2 2 平均壓力pm,kpa 108.8 3 氣相流量vs,(m3/s) 2.85 4 液相流量ls,(m3/s) 808.6 5 實(shí)際塔板數(shù) 28 6 有效段高度z,m 11.2 7 塔徑d，m 1.0 8 板間

38、距ht，m 0.4 9 溢流形式單溢流 10 降液管形式弓形 11 堰長lw，m 0.66 12 堰高h(yuǎn)w，m 0.031 13 板上液層高度hl，m 0.04 14 堰上液層高度how，m 0.0094 15 降液管底隙高度h0，m 0.021 16 安定區(qū)寬度 ws，m 0.065 17 邊緣區(qū)寬度 wc，m 0.035 18 開孔區(qū)面積aa，m2 0.532 19 篩孔直徑 d0，m 0.005 20 篩孔數(shù)目 n 2731 21 孔中心距t，m 0.015 22 開孔率，% 10.1 23 空塔氣速u，m/s 0.583 24 篩孔氣速u0，m/s 8.52 25 穩(wěn)定系數(shù)k 1.60

39、 26 每層塔板壓降pp，pa 371 27 負(fù)荷上限液泛控制 28 負(fù)荷上限漏液控制 29 液沫夾帶ev，（kg 液/kg 氣） 0.0027 30 氣相負(fù)荷上限，m3/s 1.163 31 氣相負(fù)荷下限，m3/s 0.282 32 操作彈性 4.124 8. 精餾塔接管尺寸計(jì)算 1.塔頂蒸汽出口管徑 依據(jù)流速選取，但塔頂蒸汽出口流速與塔內(nèi)操作壓力有關(guān)，常壓可取 1220m/s。 2.回流液管徑 回流量前已算出，回流液的流速范圍為 0.20.5m/s；若用泵輸送回流液，流速可取 12.5 m/s。 3.加料管徑 料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s；泵送時(shí)流速可取 1.52.5m

40、/s。 4.料液排出管徑 塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。 5.飽和蒸汽管徑 蒸汽流速：295kpa：2040 m/s；2950 kpa：80 m/s。 9. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖 10. 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖 11. 繪制塔板施工圖（選作） 12. 對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論 這是我們?nèi)松械谝淮巫稣n設(shè)，也是第一次比較系統(tǒng)的將理論與實(shí)際相聯(lián)系（雖然很大一定程度上仍然是比較理 論化的）。 在這次設(shè)計(jì)過程中，我學(xué)到了不少東西。我認(rèn)識(shí)到實(shí)際中，操作條件下，會(huì)要求的設(shè)計(jì)有多苛刻。有一些前面的 演算完全沒有錯(cuò)，結(jié)果在驗(yàn)算是才發(fā)現(xiàn)錯(cuò)了，又必須重新修改。還有塔徑、塔高等重要數(shù)據(jù)都是可以計(jì)算出

41、來的， 雖然計(jì)算結(jié)果難免與實(shí)際有一定沖突，但是，還是有一定指導(dǎo)意義的，尤其是在考慮了一些實(shí)際情況后，便幾乎 不會(huì)有什么沖突。更重要的是，我還學(xué)會(huì)了自主學(xué)習(xí)，這次老師幾乎沒直接教我們什么東西，而是要求我們自己 查找資料，這在以后的學(xué)習(xí)和生活中都是很有實(shí)際意義的，因?yàn)槲覀円呀?jīng)學(xué)會(huì)了自己找需要的東西。 設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)任務(wù)書 設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)題目： 苯甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)苯甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件：設(shè)計(jì)條件： 常壓： 1patm 處理量： 100kmol h 進(jìn)料組成：0.45 f x 餾出液組成： 98 . 0 d x 釜液組成： （以上均為摩爾分率） 02 . 0 w x 塔頂全凝器： 泡

42、點(diǎn)回流 回流比： min (1.1 2.0)rr 加料狀態(tài)： 0.96q 單板壓降： 0.7 a kp 設(shè) 計(jì) 要 求 ： (1) 完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。 (2) 畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。 (3) 寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。 目錄 摘摘 要要.1 緒緒 論論.2 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證設(shè)計(jì)方案的選擇和論證.3 第一章第一章 塔板的工藝計(jì)算塔板的工藝計(jì)算.4 1.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù).4 1.2 精餾塔全塔物料衡算.4 1.2.1 已知條件.4 1.2.2 物料衡算.5 1.2.3 平衡線方程的

43、確定.5 1.2.4 求精餾塔的氣液相負(fù)荷.6 1.2.5 操作線方程.6 1.2.6 用逐板法算理論板數(shù).6 1.2.7 實(shí)際板數(shù)的求取.7 1.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.8 1.3.1 進(jìn)料溫度的計(jì)算.8 1.3.2 操作壓力的計(jì)算.8 1.3.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算.8 1.3.4 平均密度計(jì)算.9 1.3.5 液體平均表面張力計(jì)算.10 1.3.6 液體平均粘度計(jì)算.10 1.4 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算.10 1.4.1 塔徑的計(jì)算.10 1.4.2 精餾塔有效高度的計(jì)算.11 1.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算.12 1.5.1 溢流裝置計(jì)算.12 1.6 浮閥數(shù)目、浮閥排

44、列及塔板布置.13 1.7 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算.14 1.7.1 計(jì)算氣相通過浮閥塔板的靜壓頭降 hf.14 1.7.2 計(jì)算降液管中清夜層高度 hd.15 1.7.3 計(jì)算霧沫夾帶量 ev.15 1.8 塔板負(fù)荷性能圖.16 1.8.1 霧沫夾帶線.16 1.8.2 液泛線.17 1.8.3 液相負(fù)荷上限線.18 1.8.4 漏液線.18 1.8.5 液相負(fù)荷下限線.18 1.9 小結(jié).19 第二章第二章 熱量衡算熱量衡算.20 2.1 相關(guān)介質(zhì)的選擇.20 2.1.1 加熱介質(zhì)的選擇.20 2.1.2 冷凝劑.20 2.2 熱量衡算.20 第三章第三章 輔助設(shè)備輔助設(shè)備.23 3.1 冷凝器

45、的選型.23 3.1.1 計(jì)算冷卻水流量.23 3.1.2 冷凝器的計(jì)算與選型.23 3.2 冷凝器的核算.24 3.2.1 管程對(duì)流傳熱系數(shù) 1.24 3.2.2 計(jì)算殼程流體對(duì)流傳熱系數(shù) 0.25 3.2.3 污垢熱阻.26 3.2.4 核算傳熱面積.26 3.2.5 核算壓力降.26 第四章第四章 塔附件設(shè)計(jì)塔附件設(shè)計(jì).29 4.1 接管.29 4.1.1 進(jìn)料管.29 4.1.2 回流管.29 4.1.3 塔底出料管.29 4.1.4 塔頂蒸氣出料管.30 4.1.5 塔底進(jìn)氣管.30 4.2 筒體與封頭.30 4.2.1 筒體.30 4.2.2 封頭.30 4.3 除沫器.31 4.

46、4 裙座.31 4.5 人孔.31 4.6 塔總體高度的設(shè)計(jì).32 4.6.1 塔的頂部空間高度.32 4.6.2 塔的底部空間高度.32 4.6.3 塔立體高度.32 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總設(shè)計(jì)結(jié)果匯總.33 結(jié)束語結(jié)束語.34 參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn).35 主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明.36 附附 錄錄.38 摘摘 要要 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的， 精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷 凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中 占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、

47、 設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工 生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì) 算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的 采用。 本設(shè)計(jì)書對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括： 工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。 采用浮閥精餾塔，塔高 13.11 米，塔徑 1.4 米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為 25。算 得全塔效率為 0.534。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為 13，提餾段 實(shí)際板數(shù)為 12。實(shí)際加料位置在第 13 塊

48、板(從上往下數(shù))，操作彈性為 3.43。通過 板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。 塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。 用 140飽和蒸汽加熱，用 15循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。 關(guān)鍵詞關(guān)鍵詞：苯_甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu) 緒緒 論論 化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。 互溶液體混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是 分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn) 過程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否

49、廣泛應(yīng)用的核 心問題，為此而提出了精餾過程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底 供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。 我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力和創(chuàng)新 的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分 利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的 設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。 浮閥塔盤自 20 世紀(jì) 50 年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)， 很多場(chǎng)合已取代了泡罩塔盤。這類塔盤的塔盤板開有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi) 上下浮動(dòng)的閥片，其形狀有圓形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤板之間的

50、流通面 積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定 操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶量少，液面落 差也較小。與泡罩塔盤相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn) 是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶， 這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。 具有代表性的浮閥塔有 f1 型（v1 型）浮閥塔板、重盤式浮閥塔、盤式浮閥、 條形浮閥及錐心形浮閥等。 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 1 設(shè)計(jì)流程設(shè)計(jì)流程 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯_甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連 續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料

51、，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送 入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流 至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系， 最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽 加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 連續(xù)精餾塔流程流程圖 連續(xù)精餾流程附圖 圖 1-1 流程圖 2 設(shè)計(jì)思路設(shè)計(jì)思路 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡 蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離， 是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝 器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等

52、設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和 間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分 汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻 介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用， 在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高 位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝 器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用 間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使 設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)

53、時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。 塔板工藝計(jì)算塔板工藝計(jì)算 流體力學(xué)驗(yàn)算流體力學(xué)驗(yàn)算 塔負(fù)荷性能圖塔負(fù)荷性能圖 全塔熱量衡算全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖 1-2 設(shè)計(jì)思路流程圖 1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式。2、常壓操作。3、泡點(diǎn)進(jìn)料。4、間接蒸汽 加熱。5、選 r=2.0rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。 在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的， 它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣 就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔 率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的

54、傳質(zhì)設(shè)備，其多用 不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作 用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性 和效率。 從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤 板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)， 均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長，霧沫夾帶 量少，液面落差也較小。 第一章第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)塔板的工藝設(shè)計(jì) 1.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 表 1-1 苯、甲苯的粘度 溫度020406080100120 苯smpa0.6380.4850.3810.3

55、080.2550.215 甲苯smpa0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表 1-2 苯、甲苯的密度 溫度020406080100120 苯 3 /kg m -877.4857.3836.6815.0792.5767.9 甲苯 3 /kg m 885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表 1-3 苯、甲苯的表面張力 溫度020406080100120 苯 /mn m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49 甲苯/mn m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表 1-4

56、 苯、甲苯的摩爾定比熱容 溫度050100150 苯 /()kjkmol k 72.789.7104.8118.1 甲苯/()kjkmol k 93.3113.3131.0146.6 表 1-5 苯、甲苯的汽化潛熱 溫度20406080100120 苯 /kj kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2 甲苯 /kj kg412.7402.1391.0379.4367.1354.2 1.2 物料衡算物料衡算 1.2.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 （1）苯的摩爾質(zhì)量：78.11 a m/kg kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量：= b m92.13/kg kmol （2）原料液及塔頂

57、、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量： 0.45 78.11 (1 0.45) 92.1385.82/ 0.98 78.11 (1 0.98) 92.1378.39/ 0.02 78.11 (1 0.02) 92.1391.86/ d w mkg kmol mkg kmol mkg kmol f （3）物料衡算 總物料衡算： wdf 即 （1） 100dw 易揮發(fā)組分物料衡算： fwd fxwxdx 即 0.980.02100 0.45dw （2） 塔的物料衡算 總物料衡算：d+w=100 苯物料衡算：0.98d+0.02w=0.45 100 解得： d= w= 44.79/kmol h55.21/kmo

58、l h 1.2.2 平衡線方程的確定平衡線方程的確定 由文獻(xiàn)1中苯與甲苯的汽-液平衡組成可以找出算出。如 10 1021 m 表 1-6 苯甲苯（101.3kpa）的 t-x-y 相平衡數(shù)據(jù) 苯摩爾分?jǐn)?shù)苯摩爾分?jǐn)?shù) 液相氣相 溫度 液相氣相 溫度 0.00.0110.60.5920.78989.4 0.0880.212106.10.7000.85386.8 0.2000.370102.20.8030.91484.4 0.3000.50098.60.9030.95782.3 0.3970.61895.20.9500.97981.2 0.4890.71092.11.001.0080.2 = 1 ba

59、 ba yy xx / / )088 . 0 1/(088 . 0 )212 . 0 1/(212 . 0 79 . 2 同理可算出其它的 從而推出50 . 2 m 所以平衡線方程 x x x x y 5 . 11 5 . 2 ) 1(1 因?yàn)?q=0.96 即 fe x 39. 1 42 . 0 672 . 0 672. 098 . 0 672 . 0 45 . 0 5 . 11 45 . 0 5 . 2 min ee ed e xy yx r y 取操作回流比。 78 . 2 2 min rr 1.2.4 求精餾塔的氣液相負(fù)荷求精餾塔的氣液相負(fù)荷 hkmoldrl/52.12479.447

60、8 . 2 hkmoldrv/31.16979.44) 178 . 2 () 1( hkmolfll/52.22410052.124 hkmolvv/31.169 2 3 4 5 6 7 8 9 10 2.352.332.462.562.582.492.612.392.45 1.2.5 操作線方程操作線方程 精餾段操作線方程為： 178 . 2 98 . 0 178 . 2 78 . 2 11 1 n d nn x r x x r r y 259 . 0 735 . 0 1 nn xy 提餾段操作線方程為：0065 . 0 326 . 1 02 . 0 31.169 21.55 31.169