【正文】 分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部 分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。 多為分離苯 — 甲苯6 混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)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，取操作回流比為最小回流比的 2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 7 三 設(shè)計計算 精餾塔的物料衡算 (1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 （ 2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （ 3）物料衡算 原料處理量 F = = (kmol/h) 總物料衡算 D + W = (kmol/h) 苯物料衡算 = + 聯(lián)立解得 D = (kmol/h) W = (kmol/h) 式中 F原料液流量 D塔頂產(chǎn)品量 W塔底產(chǎn)品量 km olkgM B /?491 . 0 13 . 92 / 55 . 0 11 . 78 / 45 . 0 11 . 78 / 45 . 0 x F ? ? ? 983 . 0 13 . 92 / 02 . 0 11 . 78 / 98 . 0 11 . 78 / 98 . 0 x D ? ? ? 024 . 0 13 . 92 / 98 . 0 11 . 78 / 02 . 0 11 . 78 / 02 . 0 x W ? ? ? ) / (kg 5 .2 85 3 .1 92 ) 491 . 0 1 ( 11 . 78 491 . 0 kmol M F ? ? ? ? ? ? ) / (kg 5 3 .1 92 ) 983 . 0 1 ( 11 . 78 983 . 0 kmol M D ? ? ? ? ? ? ) / (kg 3 .1 92 ) 024 . 0 1 ( 11 . 78 024 . 0 kmol M W ? ? ? ? ? ? 8 塔板數(shù)的確定 （ 1）理論板層數(shù) NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計算求理論板層數(shù)。 ①求最小回流比及操作回流比。 采用 作圖法求最小回流比，在附圖的對角線上自點 （ ,） 作垂線 ，即為 q線，該線與平衡線的交點坐標為 yq = ,xq = 。 故最小回流比為 Rm = = = 取操作 回流比為 R = = = ②求精餾塔的氣、液相負荷 L = RD = = (kmol/h) V = (R+1)D = ( + 1) = (kmol/h) Vˊ = (R+1)D – (1 q)F = – 0 = (kmol/h) Lˊ = RD + qF = + 1 = (kmol/h) (泡點進料： q=1) ③求操作線方程 精餾段操作線方程為 yn+1 = xn + = + 提餾段操作線方程為 ym+1 = xm + = + （ 2） 圖解法求理論塔板數(shù) 9 采用圖解法求理論塔板數(shù)，如圖 2所示 求解結(jié)果為： 總理論板層數(shù) NT = 14 ；進料板位置 NF = 7 ；其中 N 精 = 6 ； N 提 = 7 （不包括再沸器） （ 3） 全塔效率的計算 查溫度組成圖得到，塔頂溫度 TD=℃，塔釜溫度 TW=℃，全塔平均溫度Tm =95℃。 有相關(guān)公式及查表可算出 а = ,μ L = 全塔效率 ET = (аμ L) ET = ( 0. 268 ) = （ 4） 求實際板數(shù) 精餾段實際板層數(shù) N 精 = = ≈ 12 （塊） 提餾段實際板層數(shù) N 提 = = ≈ 1 3 10 總實際板層數(shù) NP = N 精 + N 提 = 25 （塊） 實際進料位置 在第 13 塊板。 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 （ 1）操作壓力計算 塔頂操作壓力 P＝ 4+ = kPa 每層塔板壓降 △ P＝ kPa 進料板壓力 FP ＝ + 12＝ kPa 塔底操作壓力 wP = + 26 = kPa 精餾段平均壓力 P m1＝（ + /2＝ kPa 提餾段平均壓力 P m2 =（ +） /2 = kPa （ 2）操作溫度計算 利用表的數(shù)據(jù)和 χ F ,χ D ,χ W ,和拉格朗日插值可求得 tF ,tD ,tw ,計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD = ℃ 進料板溫度 tF= ℃ 塔底溫度 tW = ℃ 精餾段平均溫度 mt =（ + ） /2 = ℃ 提餾段平均溫度 mt =（ + ） /2 =℃ 11 （ 3）平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 xD=y1=,代入相平衡方程得 x1= 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由上面 的圖解 理論板法，得 Fy ＝ ， Fx ＝ Mv,Fm = +(1 ) = (kg/kmol) ML,Fm = +(1 ) = (kg/kmol) 塔底平均摩爾質(zhì)量計算 由 xw=,由相平衡方程，得 yw= Mv,Dm = +(1 ) = (kg/kmol) ML,Dm = +(1 ) = (kg/kmol) 精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm = ( + ) /2 = (kg/kmol) MLm = ( + ) /2 = (kg/kmol) 提餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm = (+ ) /2 = (kg/kmol) MLm = ( + ) /2 = (kg/kmol) )/()(, k m olkgM DV ??????)/()(, k m olkgM DL ??????12 （ 4） 平均密度計算 ①氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即 ρ vm = ?????? ?? ???? = ( ) = （ kg/m3） 提餾段的平均氣相密度 ρ vm = ?? ???? ?? ?? ?? = ( ) = （ kg/m3） ②液相平均密度計算 液相平均密度公 式 : 1/ρ Lm = aA /ρ LA + aB /ρ LB 塔頂液相平均密度 : 由 tD＝ ℃，查手冊得 ρ A = 815 (kg/m3) , ρ B = 800 (kg/m3) 塔頂液相的質(zhì)量分率 ω A = = ρ LDm = 0 952815 0 048800 = (kg/m3) 進料板液相平均密度 : 由 tF＝ ℃，查手冊得 ρ A = (kg/m3) , ρ B = 795 (kg/m3) 進料板液相的質(zhì)量分率 ω A = = (kg/m3) ρ LFm = 0 516800 5 0 484795 = (kg/m3) 精餾段液相平均密度為 : ρ Lm = ( + )/2 = (kg/m3) (5) 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力 :由 tD＝ ℃，查手冊得 13 σ A = , σ B = mN/m σ LDm = + = mN/m 進料板液相平均表面張力 : 由 tF＝ ℃，查手冊得 σ A =, σ B = 20. 38 mN/m σ