精餾塔課程設(shè)計---苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計-文庫吧
2025-05-16 00:26 本頁面
【正文】 表 3 液體表面張力 溫度 t/℃ 80 90 100 110 120 苯? /(mN/m) 甲苯? /(mN/m) 9 表 4 常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 表 5 液體粘度 溫度 t/℃ 80 90 100 110 120 苯L? /（ mPa? S） 甲苯L? /（ mPa? S） 10 表 6 液體汽化熱 溫度 t/℃ 80 90 100 110 120 苯? /（ kJ/kg) 甲苯? /（ kJ/kg) 精餾塔的物料衡算 （ 1） 物料衡算 已知 DX =。 WX =。XF=， F=3t/h。 所以 FM = X 78+ X 92 =? F=3000/= 總物料衡算 D + W = F 苯物料衡算 FXF = D DX +W WX 聯(lián)立 ? D = W = F 原料液流量 D 塔頂產(chǎn)品量 W 塔底產(chǎn)品量 11 （ 2） 確定操作回流比 因為泡點進料，所以 q = 1 。所以 qX = XF = ； qy =qq XX )1(1 ?? ?? ? qy = minR = qqqD Xy yX?? = ? R =2 minR = qX 、 qy 為 q 線與平衡線的交點坐標(biāo) （ 3） 求操作線方程 精餾段操作方程為： 1?ny = 1?RR nX + 1?RXD = nX + 提餾段操作線方程為 ： Wmm XVWXVLy ??????? = mX 12 相平衡方程為： nnn yyX )1( ??? ?? = nn yy ? （ 4） 逐板法求理論板： 因為 q=1 ，所以 DXy?1 = 用精餾段操作線和相平衡操作線逐板計算： 1X = nn yy ? = ? 2y = nX += 2X =nn yy ? = ? 3y = nX += 3X =nn yy ? = ? 4y = nX += 4X =nn yy ? = ? XF = ? 5y = mX = 故 精餾段理論板數(shù) n = 3 用提留段操作線和相平衡操作線繼續(xù)逐板計算： 5X =nn yy ? = ? 6y = mX = 6X =nn yy ? = ? 7y = mX = 7X =nn yy ? = ? 8y = mX = 8X =nn yy ? = ? 9y = mX = 13 9X =nn yy ? = ? WX = 所以提餾段理論塔板 n = 5（不包括釜）第 4 層為進料板。 （ 5） 全塔效率的計算 據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，得塔平均溫度為 ℃ ，該溫度下進料液相平均粘度為： m? = 苯? +（ ） 甲苯? = +=（ mPa? S) TE = ==52％ (6) 實際塔板數(shù) N 精餾段 N(精） =3/= ； 取 6 層 提餾段 N（提） =5/= ： 取 10 層 進料板在第 7 層 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 依精餾段為例進行計算 (1) 操作壓力 塔頂操作壓力 =4+= 因為每層塔壓降Δ P= 則進料板壓強 FP =+= 精餾段平均操作壓強 1mP = 2 ? = 14 (2) 溫度 mt 根據(jù)操作壓強， 塔頂 Dt =℃ , 進料板 Ft =℃ , 精餾段平均溫度 t(精） =（ +） /2 = ℃ (3) 平均分子量 mM 塔頂平均分子量計算： ?? yXD 1X = mVDM= +()X92 = (kg/kmol) mLDM= + ()X92 = (kg/kmol) 進料板平均分子量計算： 由： Fy = FX = mVFM= + () X92 = (kg/kmol) mLFM= + () X92 = (kg/kmol) 精餾段平均分子量計算： mVM（精） = 83 57 ?? (kg/kmol) 15 mLM （精） = 29 2 ??
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