【正文】 o l? ? ? ? ?； 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量 /L D VDM M K g K m ol?? ； 進(jìn)料板氣相平均摩爾質(zhì)量 0. 68 9 78 .1 1 0. 31 1 92 .1 3 82 .4 7 /VFM K g K m ol? ? ? ? ?； 進(jìn)料板液相平均摩爾質(zhì)量 0. 47 1 78 .1 1 0. 52 9 92 .1 3 85 .5 3 /LFM K g K m ol? ? ? ? ?； 塔底液相平均摩爾質(zhì)量 0 .0 3 7 8 .1 1 0 .9 7 9 2 .1 3 9 1 .7 1 /LWM Kg Km o l? ? ? ? ?； 塔底氣相平均摩爾質(zhì)量 91 .7 1 /V W LWM M K g K m ol?? 。由進(jìn)料板溫度，查相平衡常數(shù)圖可得， ? ， ? ，得 ? ??進(jìn)。查圖得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，故 0. 47 1 0. 27 0. 52 9 0. 28 0. 28? ? ? ? ? ?進(jìn) 。 全塔效率及實(shí)際板數(shù) （ 1）粘度 塔頂溫度為 84℃ ，查液體粘度共線圖 [6]，可得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，得塔頂平均粘度為 0 .9 7 0 .2 9 0 .0 3 0 .3 2 0 .3 1? ? ? ? ? ?頂 。 圖 4 min/~R R N 圖 5 min/ ~ ( 1)R R R N? 由上述分析可取 m in1. 5 1. 5 1. 27 1. 91RR? ? ? ?。 下面以 min/ ? 為例進(jìn)行計(jì)算。故塔底溫度為 120℃，塔底壓力為 128Kpa。 （ 3）塔底操作壓力和溫度的確定 塔頂壓力加上全塔壓降即為塔底操作壓力。綜合考慮，采用常壓蒸餾，此時(shí)，冷凝罐的壓力為 1atm，溫度為 45℃。查飽和蒸汽壓圖 [2]，可得 45℃ 時(shí)， 0 30Ap Kpa? ， 0 10Bp Kpa? ，得 Kpa? ，與安托因方程的計(jì)算結(jié)果一致。物料衡算結(jié)果如表 1. 表 1 全塔物料衡算結(jié)果（ Kmol/h 或 Kg/h） 質(zhì)量流量 摩爾流量 組成 總流量 摩爾 質(zhì)量 摩爾流量 質(zhì)量流量 進(jìn)料 苯 7310 17000 甲苯 9690 塔頂產(chǎn)品 苯 甲苯 塔底產(chǎn)品 苯 甲苯 確定冷凝罐、塔頂及塔底的操作壓力和溫度 （ 1）冷凝罐的壓力和溫度 冷卻劑的溫度為 30℃ ，為保證一定的傳熱溫差，通常產(chǎn)品冷卻后的溫度比冷卻劑高1020℃ ，取 △ t=15℃ ，則冷凝罐的溫度為 45℃。 二、工藝計(jì)算 全塔物料衡算 原料組成： 39。 ? （質(zhì)量） 塔頂組成： ? （摩爾） 塔底組成： ? （摩爾） 摩爾衡算 原料摩爾組成： / / (1 ) / ???? 進(jìn)料量： 31 7 / 1 7 1 0 [ 0 . 4 3 / 7 8 . 1 1 (1 0 . 4 3 ) / 9 2 . 1 3 ] 1 9 8 . 7 6 /F t h Km o l h? ? ? ? ? ? 摩爾衡算方程： F D W?? ， F D WFx Dx Wx?? 聯(lián)立求得： /D Kmol h? ， /W Kmol h? 質(zhì)量衡算 由摩爾衡算結(jié)果，可得塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流率 39。假定凝液罐的壓力為 1atm，則查圖 [1]得 KA=,KB=，此時(shí)，有 0 .3 2 0 .9 7 0 .1 3 0 .0 3 0 .3 1 4i i A A B BK x K x K x? ? ? ? ? ? ?? 壓力選高了。 從冷凝罐的壓力出發(fā)，對(duì)本蒸餾體系有兩種方案： ①采取常壓蒸餾，冷凝罐中的液體為過冷液體，回流為過冷回流；②采取減壓蒸餾。 （ 2）塔頂操作壓力和溫度的確定 冷凝罐內(nèi)壓力為 1atm，塔頂蒸汽通過塔頂餾出管線及冷凝器的阻力一般為，取阻力為 ，則塔頂壓力為 +10=。由經(jīng)驗(yàn)知，塔的實(shí)際板數(shù)一般為 2030，分離度高時(shí)，取的大些；每層板的壓降一般為 36mmHg。 確定進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，故 q=1；由常壓下 Txy相圖，可讀得進(jìn)料溫度約為 93℃ . 圖 2 常壓下苯 甲苯體系 Txy 相圖 做出 yx 想平衡曲線 塔頂、塔底的平均壓力為 (1 1 .3 2 5 1 2 7 .9 8 8 ) / 2 1 2 0 Kpa??，與常壓相差不大，可近似用常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，得相平衡曲線如圖 3. 圖 3 苯 甲苯體系的 yx 相圖 確定最小回流比及最小理論板數(shù) ① 最小回流比 在圖 3中由 ? 做垂線，交相平衡曲線于（ ,），即 ? ， ? ，可得最小回流比為 m in 0 .9 7 0 .6 9 0 1 .2 70 .6 9 0 0 .4 7 1DeeexxR yx? ?? ? ??? ② 最小理論板數(shù) 塔頂?shù)南鄬?duì)揮發(fā)度為 = ? ??頂，塔底的相對(duì)揮發(fā)度為 ? ??底，可得全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2 .5 0 2 .2 9 2 .3 9m? ? ?? ? ? ? ?頂 底 。 m ? ? ? ?，故 m i n 1 .4 0 1 .2 7 0 .0 5 3 01 1 .4 0 1RRX R? ?? ? ???，采用吉利蘭關(guān)聯(lián)式 5 4 .4 11 e x p [( )( )]1 1 1 1 7 .2XXY XX???? ?，可得 min N???? ，據(jù)此，可得? ， ( 1) ?? 。 理論板數(shù) 由 yx 相圖做梯級(jí)，可得精餾段和提餾段的理論板數(shù)及進(jìn)料板位置。進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，進(jìn)入塔內(nèi)后，將達(dá)到氣液兩相平衡。 塔底溫度為 120℃，查圖得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，故 0 .0 3 0 .2 0 0 .9 7 0 .2 3 0 .2 3? ? ? ? ? ?底 。 精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度 1 2 .5 0 2 .3 3 2 .4 1? ? ?? ? ? ? ?頂 進(jìn) ； 提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度 2 2 .2 9 2 .3 3 2 .3 1? ? ?? ? ? ? ?進(jìn)底 。 可得精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 82 .4 7 ) / 2 80 .5 0 /V V D V FM M M Kg Km ol? ? ? ? ? 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量 1 ( ) / 2 ( 78 .5 3 85 .5 3 ) / 2 82 .0 3 /L LD LFM M M K g K m ol? ? ? ? ? 提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 2 .4 7 ) / 2 8 7 .0 9 /V V W V FM M M Kg Km o l? ? ? ? ? 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量 2 ( ) / 2 ( 9 1 .7 1 8 5 .5 3 ) / 2 8 8 .6 2 /L LW LFM M M Kg Km o l? ? ? ? ? （ 2）密度 氣相的密度為 mmV mpMZRT? ?，液相的密度為 1/ ( / )L i ia??? ? 苯、甲苯體系為二元理想體系，查找化工原理下冊(cè)壓縮因子圖可得， 1Z? 。 查找苯 甲苯的密度圖表 [7]，可得塔頂 84℃ 下， 3812 /A Kg m? ? ， 3804 /B Kg m? ? ，故塔頂液相的平均密度 31 8 1 1 .7 2 /0 .9 6 5 / 8 1 2 0 .0 3 5 / 8 0 4L K g m? ???頂； 進(jìn)料 93℃ 下， 3800 /A Kg m? ? ， 3795 /B Kg m? ? ，可得進(jìn)料液相平均密度 31 7 9 7 .1 4 /0 .4 3 / 8 0 0 0 .5 7 / 7 9 5L K g m? ???進(jìn) 塔底 120℃ 下， 3770 /A Kg m? ? ， 3765 /B Kg m? ? ，可得塔底液相平均密度 31 7 6 5 .1 3 /0 .0 2 6 / 7 7 0 0 .9 7 4 / 7 6 5L K g m? ???底 精餾段液相平均密度 31 ( ) / 2 ( 8 1 1 .7 2 7 9 7 .1 4 ) / 2 8 0 4 .4 3 /L LL K g m? ? ?? ? ? ? ?頂 進(jìn)； 提餾段液相平均密度 32 ( ) / 2 ( 7 6 5 .1 3 7 9 7 .1 4 ) / 2 7 8 1 .1 3 /L LL K g m? ? ?? ? ? ? ?進(jìn)底 。 精餾段液相平均表面張力 11 ( ) / 2 (2 0 .8 0 1 9 .9 8 ) / 2 2 0 .3 9 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?頂 進(jìn) ； 提餾段液相平均表面張力 12 ( ) / 2 (1 6 .9 8 1 9 .9 8 ) / 2 1 8 .4 8 .m m N m? ? ? ?? ? ? ? ?進(jìn)底 。 冷回流量 4 4 9 4 1 .8 4 1 4 2 8 2 .2 81 .9 1 9 3 .2 2 1 5 1 .2 1 /4 4 9 4 1 .8 4 8 8 5 6 .6 5DL K m o l h?? ? ? ??； 冷回流比 / 1 5 1 .2 1 / 9 0 .4 2 1 .6 2CDR L D? ? ?； 塔頂?shù)睦湄?fù)荷 61( 1 ) ( ) (1 . 6 2 1 ) 9 0 . 4 2 ( 4 4 9 4 1 . 8 4 8 8 5 6 . 6 5 ) 8 . 8 2 1 0 /C C V L DQ R D H H K J h? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ② 冷凝器的熱負(fù)荷 塔頂回流為過冷回流，塔頂蒸汽首先經(jīng)冷凝器冷卻為飽和液相，再由冷卻器冷卻至過冷。查得 [9]水在 30℃ 的定壓比熱容1 / ( . )opc K J K g C? ，水在 45℃的定壓比熱容 2 / ( . )opc K J K g C? ，故4 .1 7 4 / ( . )opmc K J K g C? ，可得冷卻劑的用量 6 58 .8 2 1 0 1 0 /4 .1 7 4 1 5 1 .4 1Cc pmQm K g hct ?? ? ? ??? （ 2）塔頂產(chǎn)品 59 3 .2 2 8 8 5 6 .6 5 8 .2 6 1 0 /LDQ D H K J h? ? ? ? ?頂 （ 3）塔底產(chǎn)品 塔底溫度 120℃ ，查焓圖可得， /AH K J K mol? ， /BH K J K m ol? ，可得 0 . 0 3 1 9 5 9 9 . 3 6 0 . 9 7 3 3 7 1 2 . 6 7 3 3 2 8 9 . 2 7 /LWH KJ Km o l? ? ? ? ?。 （ 5）熱損失 熱損失一般為再沸器熱負(fù)荷的 5%10%，取為 7%。 表 3 全塔熱量衡算總表 焓 /（ /KJ Kmol ） 熱量流率 /（ 610 /KJ h? ） 進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品 塔底產(chǎn)品 全凝器 再沸器 散熱損失 1適宜塔板間距、最大允許氣速及塔徑 （ 1）適宜塔板間距 塔板間距小，則霧沫夾帶量大，塔板間距大則霧沫夾帶量可減少；對(duì)易起泡體系，塔板間距較大，非起泡體系，塔板間距可適當(dāng)減小。 對(duì) 不 易 起 泡 體 系 ， 可 取 max( )uu?? ， 不 防 取m a x0 .8 0 .8 1 .4 6 9 1 .1 7 5 /u u m s? ? ? ?，可得精餾段的塔徑 1