【正文】 相平均粘度依下 式計算，即 ?? iixLg m lgl ?? 1）塔頂液相平均粘度的計算 由 tD=℃，查手冊得 μ A= mPa； ?B =179。39。 （ 75+） /2=℃ 平均摩爾質量計算 Ⅰ、塔頂平均摩爾質量 由 y1=xD=（見圖 ），得 x1= MVDm = +（ ） =MLDm = +（ ） =k m olkg / ??? Ⅱ、進料板平均摩爾質量 由圖解理論板（見圖 ），由 xF=，查得 yF= MVFm = +（ ） =MLFm = +（ ） =k m olkg / ??? Ⅲ、塔底平均摩爾質量 yW=,xW= MVWm = +（ ） =MLWm = +（ ） =k m olkg / ??? Ⅳ、精餾段平均摩爾質量 MVm =（ MVDm +MVmF ） /2=（ +） /2=MLm =（ MLDm +MLFm ） /2=（ +） /2=Ⅴ、提餾段平均摩爾質量 MVm39。 求解結果： 總理論塔板數(shù) =24（包括塔釜） 進料位置： NF=13(包括塔釜 ) Ⅰ、精餾段實際塔板數(shù) N精 =（ NTNF） /ET=(2413)/=22 Ⅱ、提餾段實際塔板數(shù) N提 =（ NF1） /ET=(131)/=24 實際板數(shù)為 =22+24=46 進料位置為 24塊 精餾段有關物性數(shù)據(jù)以及主要工藝尺寸的計 算 操作壓力的計算 Ⅰ、塔頂操作壓力： PaPP oD ????? 表 取每層塔板壓降Δ P= Ⅱ、進料板壓力： k P aPP DF ???????? Ⅲ、精餾段平均壓力： ??? 2 PPP DFm （ +） /2=113kPa Ⅳ、塔底壓力： ?PW +46 = Ⅴ、提餾段平均壓力： ?P39。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻送到儲罐。設計中采用冷液（溫度 75℃）進 料。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器 和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。 R=。又因氣體在閥片下側水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好 的傳質效果。而浮閥塔漏液少，傳質情況好，氣液負荷有較大的變動余地，故采用浮閥精餾塔。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質傳熱的過程。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。苯遇熱、明火易燃燒、爆炸。生產中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質。 對設計過程中的有關問題進行了 討論和評述。苯 甲苯分離過程浮閥精餾塔的設計 摘要 ：本設計對苯 甲苯分離過程浮閥精餾塔裝置進行了設計，主要進行以下幾方面工作： 精餾塔設計方案的確定。從本設計中，我們組的隊員學到了很多 。芳香族化合物是化工生產中的重要的 原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。常態(tài)下，苯的蒸氣密度為 ，蒸氣壓(℃ )?？梢杂脕碇圃烊趸妆?，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，泡沫塑料，合成纖維等。本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯 甲苯的分 離。 浮閥塔是 20世紀 50年代初開發(fā)的一種新塔型，其特點是在篩板塔基礎上，在每個篩孔處安置一個可上下移動的閥片。 浮閥塔的生產能力比泡罩塔約大 20%40%，操作彈性可達 79，板效率比泡罩塔約高 15%，制造費用為泡罩塔的 60%80%，為篩板塔的120%130%。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔釜產品冷卻后送儲罐。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。總而言之確定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。 精餾塔物料衡算 已知： ?Fx ， ?Dx ， ?Wx ， F=180kmol/h 取 XD=,XW= 總物料： F = D + W 易揮發(fā)組分： FXF = DXD + WXW 解得： D=（ kmol/h） W=（ kmol/h） 表 進料 F 出料 D W 組分 kmol/h 摩爾分率 kmol/h 摩爾分率 kmol/h 摩爾分率 苯 54 D， XD F,XF W， XW 圖 全塔物料衡算 甲苯 126 總量 180 1 1 1 塔板數(shù)的確定 NT的求取 苯 — 甲苯物系屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板數(shù) NT。m （ +） /2= 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因（ Antoine）方程計算，計算過程略。 =（ MVFm +MVWm ） /2=（ +） /2=MLm39。/)( m??? ???? 2）液相平均密度計算 液相平均密度由下式計算： ?? iiaLm??1 ①塔頂液相平均密度的計算： 由 tD=℃，查手冊得 ?A =179。 進料板液相質量分率： )( )1(A ????? ????? MxMx MxaBFAFAF maa kgLBAAA3/111F m ?????????? ③精餾段液相平均密度 ： mkgLFLDL mm 3/7 7 0 82 1 0 52m ????? ??? ④塔底液相平均密度 由 tW=℃ ,查得 ?A =179。 s ； μ B= mPa s ?Flg L m = lg()+ () lg() ?LFm = s 提餾段液相平均粘度 ??Vm （ +） /2= ?s 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 ?? iixLm ?? 1)塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD=℃，查手冊得 ?A =； ?B =?LDm = + =2)進料板液相平均表面張力的計算 由 tF=75℃，查手冊得 ?A =； ?B =?LFm = + =3)精餾段液相平均表面張力為 mmNLFLDL mmm / ????? ??? 4)塔底液相表面張 力 由 tW=℃ ,查得 ?A =； ?B =?WL m = + =提餾段液相平均表面張力 ?Vm =（ +） /2= 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 精餾段塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率 分別為： sVVV mMVmm / 6 0 0 6 0 0 3s ????? ? sLLV mMLmm /36003s ????? ? 提餾段的氣、液相體積流率分別為： sVV mMVVms / 6 0 03 6 0 0339。39。 ?Wd = = 驗算液體在降液管中停留時間 ,即 sL HAsTf ?? ????? ＞ 5s 故降液管設計合理 4）降液管底隙高度 h0 取 smu /39。 ?? ， mWC ? 3）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 Aa計算 )180(2 si n 1222a rxx rxrA ???? ? 其中 mDx WWSd )(2 )(2 ??????? mDr W C ????? 故mA 21222a ) (2 si ???????? ?? 3）篩孔計算及其排列 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= 估算其排間距 h h= mntA ??? 考慮到塔的