篩板精餾塔課程設計

1、資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除化工原理課程設計說明書篩板式精儲塔設計系別：化學工程系班級：水凈化1001學號:08姓名：張澤于指導老師；黃秋穎目錄第一部分概述錯誤!未才旨定書簽。二、設計任務錯誤!未指定書簽。三、設計條件錯誤!未指定書簽。四、設計內(nèi)容錯誤!未旨定書簽。五、工藝流程圖錯誤!未指定書簽。第二部分工藝設計計算錯誤!未指定書簽。一、設計方案的確定錯誤!未才旨定書簽。二、精鐳塔的物料衡算錯誤!未指定書簽。1 .原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)錯誤!未才旨定書簽。2 .原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(shù)錯誤!未才旨定書簽。3.物料衡算原料處理量錯誤!未

2、指定書簽。三、塔板數(shù)的確定錯誤!未指定書簽。1 .理論板層數(shù)9的求取錯誤!未指定書簽。2 .全塔效率Et錯誤!未3r旨定書簽。3。實際板層數(shù)的求取錯誤!未指定書簽。四、精館塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算錯誤!未指定書簽。1«操作壓強計算錯誤!未指定書簽。3 .操作溫度計算錯誤!未指定書簽。3。平均摩爾質(zhì)量計算錯誤!未指定書簽。4。平均密度計算錯誤!未才旨定書簽。2 / 37資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除4 .液相負荷下限線錯誤!未指定書簽。2 / 375.液相平均表面張力計算錯誤!未指定書簽。6。液相平均粘度計算錯誤!未指定書簽。五、精儲塔的塔體工藝尺寸計

3、算錯誤!未指定書簽。1.塔徑的計算錯誤!未指定書簽。2。精館塔的有效高度的計算錯誤!未指定書簽。塔板主要工藝尺寸的計算錯誤!未指定書簽。1段裝置計算錯誤!未指定書簽。2。塔板布置錯誤!未指定書簽。3,篩孔數(shù)與開孔率。錯誤!未指定書簽。七、篩板的流體力學驗算錯誤!未指定書簽。lo氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨攘﹀e誤!未指定書簽。2。霧沫夾帶量與的驗算錯誤!未指定書簽。3,漏液的驗算錯誤!未指定書簽。4.液泛驗算錯誤!未指定書簽。八、塔板負荷性能圖錯誤!未指定書簽。錯誤!未指定書簽。2。霧沫夾帶線錯誤!未指定書簽。資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除錯誤!未指定書簽。錯誤!未指

4、定書簽。錯誤!未指定書簽。錯誤!未指定書簽。4.液相負荷上限線5。液泛線6。操作線九、設計一覽表3 / 37資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除錯誤!未指定書簽。十、操作方案的說明:附表錯誤味指定書簽?？偨Y(jié)錯誤味指定書簽。參考文獻錯誤!未指定書簽。3 / 37資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除5 / 37第一部分概述一、設計目標分離苯-甲苯混合液的精板式精微塔設計二、設計任務試設計分離苯一甲苯混合物的篩板精儲塔.已知原料液的處理量為9000kg/h，組成為0.49（苯的摩爾分數(shù)），要求塔頂憎出液的組成為0。93，塔底釜液的組成為0.02.三、設計條件操

5、作壓力進料熱狀況回流比與最小回流比比值單板壓降全塔效率4kPa（塔頂表壓）泡點2<0o 7kPaEr =50%四、設 計內(nèi) 容編制一份設計說明書，主要內(nèi)容包括:1、前言2、流程的確定和說明3、生產(chǎn)條件的確定和說明4、精微塔的設計計算：(1)工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算(2)精微塔塔體工藝尺寸的計算資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除（3）塔板主要工藝尺寸的計算（4）塔板的流體力學驗算（5）塔板負荷性能圖（精微段）（選作）5、設計結(jié)果列表6、設計結(jié)果的討論和說明7、主要參考資料8、結(jié)束語五、工藝流程圖精儲裝置包括精微塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器.釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器

6、等設備。熱量自塔釜輸入,物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進行精播分離，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，為此，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動的影響。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精儲塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化,產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂

7、產(chǎn)品。為了使精儲塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵，有時還要設置高位槽.且在適當位置設置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）.以測量物流的各項參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器.總而言之確定流程時要較全面，合理的兼顧設連續(xù)精鐳操作流程圖第二部分工藝設計計算一、設計方案的確定9 / 37本設計任務書為分離苯-甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精微流程。設計中采用泡點進料,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精儲塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系,最小回流比較小

8、,故操作回流比取最小回流比的2倍。二、精微塔的物料衡算L原科液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)苯的摩爾質(zhì)量Ma=78。llkg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量Mb=92.13kg/mol20原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分數(shù)M產(chǎn)0。49x78。11+(1-0.49)x92.14=85。26kg/molMD=0.93x78.11+(l-0.93)x92.14=79.09kg/molMw=0.02x78。11+(10.02)x92o14=91。85kg/mol0.49x78.110.93x78.110.49x78.11+(l-0.49)x92.13xdMaxDMA-(-xD)Mli0.93x78.11

9、+(1-0.93)x92.130.02x78.11xwMa+(1-)灼0.02x78.11+(1-0.02)x92.133.物料衡算原料處理量總物料衡算D'+W'=9000苯物料衡算0。92D'+0o02W'=0.45x9000聯(lián)立解得D'=4300kg/h,W'=4700kg/h,F'=9000kg/hF=9000/85o26=105o56kmol/h,D=4300/79.09=54.39kmol/lnW=4700/9K85=51.17kmol/h三、塔板數(shù)的確定lo理論板層數(shù)Nt的求取苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。資料

10、內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除由附表查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖及t-x-y圖8 / 37資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除10 / 37求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖中對角線上，自點e（0。49。49）做垂線,ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點F坐標為：%=0.70%=0.49故最小回流比為:力兒_0.93-°7°_1095凡-乙0.70-0.49.取操作回流比為：R=2Rn.n=2x1.095=2.19求操作線方程精憎段操作線方程：)，=_%+/叵=出工+絲=0.676X+0.3R

11、+lR+13.093.09圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，由圖可知求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)Nr=(ll-1)=10層，精微段4層，提憎段6層。進料板是第五塊板2 .全塔效率與Et=0»170.616Igm，T=T二一=86.5度根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為86.5度，該溫度下進料液相平均黏度為析=0.49/+(10.49)甲不=0.49x0.2935+0.51x0.2985=0.269。尸"-s)故Et=0.17-0.6161g0.296=0.495弓0.503 .實際板層數(shù)的求取精福段實際板層數(shù)：2精=2=8(層)提儲段實際板層數(shù)："松=

12、”=12(層)四、精饋塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精儲段為例進行計算.10操作壓強計算塔頂操作壓強P/)=101.3+4=105.3kPa每層塔板壓降邸=0.7kPa資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除進米斗板壓強Pf=105.3+0.7x8=110.9kPa提儲段平均壓強=(105.3+110.9)/2=108.IkPa2 .操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下：塔頂溫度Td=81.5進料板溫度Tf=91.5平均溫度T="-I9=865oC23 .平均摩爾質(zhì)量計算塔

13、頂摩爾質(zhì)量計算：由X”=y=0.93查表得：Xi=0.83Mvi)m=Md="akglkmolM.=0.83x78.11+(10.83)x92.13=80.49kg/進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板，得打=0.70查平衡曲線，得*=0.49Mvl.in=0.7x78.11+(1-0.7)x92.13=S2.36kg/kmolM*=0.49x78.11+(1-0.49)x92.13=85.26kg/"?。/精福段平均摩爾質(zhì)量79.09+82.316。八”一,80.49+85.268,MVni=80.7kg/kmolMVm=82.88kg/kniol224.平均密度計算氣相平

14、均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即PmV =PMf108.1x80.7RT 8.314x(86.5 + 273.1)= 2.92 kg/m3液相平均密度計算液相平均密度依下式計算:=Zq /月塔頂液相平均密度計算: Pim由 Td=81。5 ,查附表得外=813.5 p,ti = 808.5PbnD _ 0.92/813.5 + 0.08/808.5 =813.1必/進料板液相平均密度計算由 Tf=9L 5查附表得。八=805C pli =802進料板液相的質(zhì)量分數(shù)計算0.49 x 78.11八“=0.450.49 x 78.11+(1-0.49)x92.130.45/805 + 0.55/

15、802= 803.35Ag/J精微段液相平均密度為Pb"=8。8.23心/"5液相平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即%“=4七x5塔頂液相平均表面張力計算由Td=81o5z查附表得cr八=21.24W/m(rB=21A2niN/in29 / 375江=0.93x21.24+(1-0.93)x21.42=21.25W/m進料板液相平均表面張力計算aTf=91.5,查附表得=18,9W/7復=20.4W/?分進=0.49xl8.9+(l-0.49)x20.4=19.67W/?精鐳段液相平均表面張力為：b“,=J-I；'=20.46?N/m6.液相平均粘度計算

16、乙液相平均粘度依下式計算:小.=Z七從塔頂液相平均粘度計算/=|由Td=81o5由,查附表彳導i=0.303?尸jlib=0.3O5rnPas出3=0.93x0.303+(1-0.93)x0.305=0.303niPas進料板液相平均粘度計算由Tf=91.5°C渣附表得八=0.274mPas/?=0.2SmPas=0.49x0.274+(1-0.49)x0.28=0277mPas精儲段液相平均粘度為0.303+0.277”=0.29mP(fs求精儲塔的氣、液相負荷V=(R+1)D=3.19x54.39=73.5kmol/hVs=""包=i33/53600pVm36

17、00x2.92L = RD=2,O9x54.39 = 113.68kmol/h Ls3600 pbn113.68x82.88=00032/53600x808.23Lh=3600Ls=ll.68J/s五、精饋塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算取板間距"r=0.30/77,取板上液層身度色=0.06/，則凡Ff24m冷沙=（管）嗤*=0041;SW3 加:S;SX0 謂187 g;=i;gQw，K,nmJl.l =5s £ rhbf=5smith圖得C2o=O.O72,依式校正到物系表面張力為20.46mN/m時的CC=ci()()0-2=0.072(生妁產(chǎn)=0.072J)20

18、20Wmax取安全系數(shù)為0.70,則空塔氣速為:=0.70wmax=0.70x1.2=0.84"sD個=*=聞,按標準塔徑圓整后為D印42。精微塔的有效高度的計算精福段有效高度為Z=(N精-1)%=(8-1)X0.4=2.8機提儲段有效高度為Z福=(%儲一1)”丁=(121)x04=4.4？在進料板上方開一人孔，其高度為0o64m,故精微塔的有效高度為Z=Z椅+Zj0.64=2.8+4.4+0.64=7.84/»六、塔板主要工藝尺寸的計算L溢流裝置計算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰,降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗并結(jié)合其他影響因素，當因D

19、=1。0m,可選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下：溢流堰長/取堰長、為0.66D即lw=0.66x1.4=0.924m溢流堰高度兒,計算如下：由,警=°66，笄髭=心查下圖知03W2.84W00月2.84右反2.841168j4mhz=E(-)3=xl.03x(”=0.01/77°”1000110000.924取板上清液層局度九=60,故hw = 0.06-0.01 =0.05/?z帙減收愉系敗討”明弓形降液管寬度也和降液管面積4由 k = 0.66 ,查下圖得眩=0.124 , 土 = 0.0722 DDAt故 1% = 0.124 £

20、;> = 0.124 X1.4 = 0.3472 mII , 3 14,oA7= D- =1xl.4- =1.5386 Af = 0.0722A. =0.1111廠,44f丁驗算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即r =。/"兇3）= 10,40（>5s ,符合要求）Is 0.0032故降液管設計合理。強降濃飲的R2降液管底隙高度%取液體通過降液管底隙的流速詢=0.08”$計算降液管底隙高度即：,40.0032八h=0.0433mlwxI，。0.942x0.082o塔板布置取邊緣區(qū)寬度卬=0.035安定區(qū)寬度1%=0.065？開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積A”計算，得4=

21、2卜.,/?2一/十二r2sill-i£L180R=20.288<0,6652-0.2882+x0.6652sin-1吧L1800.665J=0.38/工=?一0匕+WS)=0.7-(0.3472+0.065)=0.288wR=-Wc=0.7-0.035=0.665z3.篩孔數(shù)與開孔率夕2本例所處理的物系無腐蝕性,取篩孔孔徑=5，正三角形排列，可選用5=3碳鋼板，取40=4.0,故孑L中心叱巨/=4.0x5.0=20.0/77/27依式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率夕,即(P=-x100%=。，'。7,x100%=x100%=5.67%每層塔板上的開孔面積A()A04)3.O

22、2為A（）=（pAa=0.101x0.38=0.3842氣體通過篩孔的氣速為。=壇=?=3.36"$Ag0.384七、篩板的流體力學驗算10氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨扰c干板壓降相當?shù)囊褐叨葍?，計算如下依4）/b=5/3=1.67,查圖得C。=0.78兒=0.051（察尸（九）C。Pl=0.051（生蟲尸（284）0.84800.49氣體通過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨饶X計算如下：=0.0277/7?&一 Af0.249-0.249-0.0213=0.91z/s Fa = uaylpv = 1.53由圖查取板上液層充氣系數(shù)£。=0.61hx=sJiL=£

23、;0（hw+how）=0.0366克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨?加汗,4b4x20.46x10-3依式/心=0.002mPLg(h808.23x9.81x0.005氣體通過每層塔板的液柱高度即可按下式計算：hp=0.055+0.0366+0.002012=0.0658/氣體通過每層塔板的壓降為：APp=hppLg=0.0658x808.49x9.81=521Pa<Q.lkPa(設計允許值)2.霧沫夾帶量Q的驗算°_5.7*101I"3.2_5.7xl()w(0.95132bHt-h,20.46x10-30.4-2.5x0.15；=0.0168kg液/kg氣<

24、;0.1kg液/心氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶.3。漏液的驗算對篩板塔漏液點氣速可由式(525)計算：How=4.4。J(0.0056+0.13比一%/億,=7而6穩(wěn)定系數(shù)為K='=片=1.57(>1.5)uow7.108故在本設計中無明顯漏液。4.液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高“，應服從如下關(guān)系：Hd<<p(HT+hw)依式計算，即況=hp+/+hd=0.153(-Ls%)2 = 0.153(0.00320.924x0.0433)2 = 0.0009&/?H=h+h,+/?,=0.0468+0.06+0.00098=0.205m(1rL(

25、I苯一甲苯物系屬一般物系，取。=0.5,則(/)(*+Hw)=0.5(0.4+0.05M)=0.2252小故Hd<+Hw),在設計負荷下不會發(fā)生泛液。根據(jù)以上塔板的各項流體力學的驗算，可認為精儲段塔徑及各工藝尺寸是適的。八,塔板負荷性能圖L漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。=44C。J(00056+0.134一h°p、匕.min,。5 +。.7通代入原式得Vs.nun=4.4 x 0.78J 0.0056 + 0.13(0.0504 + 0.704L”) 一 0.002012808.452.92已算出4=

26、0.135,代入整理得%=0刀4+9小在操作范圍內(nèi)，任取幾個L,值，依上式計算出匕值,計算結(jié)果列于下表。2。霧Ls /(m3 /s)Vv/(m3/s)0o 00060o 790o 00150.850.00300.860o 00450o 88由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1.沫夾帶當氣相負荷超過此線時，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精儲，一般控制ev<0o1kg液/kg氣。以ev=O。1kg液/kg為限求UL關(guān)系如下:5.7xlO ua 3.2 比(萬才由”ArA, 1.5386-0.1111=O.7VShf=2.5(%+how)=2.5”川+2.84x10-3頊:Ly近似取七.1。，

27、Avhw=0.05/72,lw=0.924mhf =2.5 0.0504+2.84x10-3(空等版=0.125+1.76/3取霧沫夾帶極限值V/Jq=0.lkg液/k點,已知b=20.46x10-3N/m,%=04，代入原式得：5.76xlO-60.7匕3.2U1T（-）20.46xl00.4-0.125-1.76L5i整理得匕=0.16-1.03lJ在操作范圍內(nèi)，任取幾個L,值，依上式計算出匕值，計算結(jié)果列于下表。L,/(m'/s)V/(m3/s)由此0.00060o15表數(shù)據(jù)即可作出液0.o00150.15沫夾田線2。3。液0o00300.14相負荷下限線0o00450.13液相

28、負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。對于平直堰，取堰上液層高度兒w=0.006m作為最小液體負荷標準。由式（5-7）得2843600L.2,2843600L、-力=£（3）3取E=1,貝U0.006=（）31000lw10000.924整理上式得LSmin=12.66x1CT1/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。4 .液相負荷上限線該線又稱降液管超負荷線.液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以，=4s作為液體在漿液管中停留時間的下限,

29、由式（5-9）得ht-a.04x0min_-=0.011113/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。5 .液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作.液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd聯(lián)立式得隊H.f+Hw)=hp+hw+how+hd近似取E.LO/卬=0.924/，由式“36009.3600i.how=2.84x10-3£(尸=2.84xl0-3(尸故lw0.405/?=0.7032LJ(Jr>Dhp=

30、hc+九+hahc=0.051()2()=0.051()2C()PlGHPl=0.01665V?22%=%(%+11ow)=0.6(0.0504+0.7032LJ)=0.03024+0.4219Lj%=0.002069加(已算出)故/“=0.01665V/+0.03024+0.42193+0.002069=0.032+0.01665V.2+0.4219hd =0.153( 4 kx/zo= 0.153(A0.924x0.0433)2=95058 L：將Hr=04、hw=0.0504m、。=0.5以及以上式代入得：220.5(0.4+0.0504)=0.0322+0.01665V/+0.4219

31、+0.0504+0.7032+95.58整理得下式：8.58-68.17/尸-5740.51/=1在操作范圍內(nèi)，任取幾個匕值，依上式計算出匕值，計算結(jié)果列于下表：Ls/(m3/s)匕/(m'/s)由此0.00062.85表數(shù)據(jù)即可作0.00152O77出液泛線50o00302.680.00452.596 .操作線由-min=12.66X/S,4.ax=0.0111Wl”S,及人與.之間的關(guān)系可作出篩板塔的負荷性能圖：在負荷性能圖上，作出操作點A,連接OA,即作出操作線。由圖可看出,該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制.由圖查得故操作彈性為乜吧 Vs.min0.011110.001266

32、= 8.776九、設計一覽表將設計篩板的主要結(jié)果匯總于下表：序號項目數(shù)值序號項目數(shù)值1平均溫度386O517邊緣區(qū)寬度叱，m0.0352平均壓力P”kPa108.118開孔區(qū)面積4,cm-0o323氣相流量力,nf/s1。3319篩孔直徑.，m0.0054液相流量“m'/s0.003220篩孑殿目n8655實際塔板數(shù)1021孔中心距t,m0.0186有效段高度Z,m7O8422開孔率9,%10o17塔徑D,m1.423空塔氣速u,m/s0o848板間距斗,m0.424篩孔氣速u。，m/s3.369溢流形式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)2。8410降液管形式弓形26每層塔板壓降斗，kPa0.711堰

33、長,m0.92427負荷上限液泛控制12堰懸1m0。050428負荷卜限漏液控制13板上液層高度%,m0。0629液沫夾帶.，（kg液/kgf0。016814堰上液層高度兒“一m0.01130氣相負荷上限匕,max，m'/S0.0036315降液管底隙高度0。31氣相負荷卜限%min，m7s0.0004%m043353資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除16安定區(qū)寬度Wm0。06532操作彈性8.776十、操作方案的說明：本設計任務為分離苯-甲苯混合物.對于二元混合物的分離,應采用連續(xù)精微流程.設計中采用泡點進料，降原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精福塔內(nèi)。塔頂上升

34、蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐.該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的兩倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲罐.27 / 37資料內(nèi)容僅供您學習參考，如有不當之處，請聯(lián)系改正或者刪除31 / 37附表表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子質(zhì)量Mr沸點/臨界溫度tc/r臨界壓強pc/kPa苯C凡78o1180.1288.56833.4甲苯CbH5CH,92.13110o6318.574107.7表2常壓下苯一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/r液相中苯的摩爾分數(shù)/x氣相中苯的摩爾分數(shù)/y110o560.000a00109o911.002O50108.793.007O11107.615.0011.2105.0510o020.8102o7915c029.4100.7520.037.298.8425。044o297o1330c050.795o5835.056.694.0940.061.992o69450066。791o4050c071.390.1155.075o580.8060«079o18