【正文】 （X13=, Y13=）（X13=, Y14=） （X14=, Y14=）（X14=, Y15=） （X13=, Y15=）（X15=, Y16=） （X16=, Y16=）（X16=, Y17=） （X17=, Y17=）（X17=, Y18=） （X18=, Y18=）（X18=, Y19=） （X19=, Y19=）（X19=, Y20=） （X20=, Y20=）（X20=, Y21=） （X21=, Y21=）（X21=, Y22=） （X22=, Y22=）（X22=, Y23=） （X23=, Y23=）（X23=, Y24=） （X24=, Y24=）X24 X w 故總理論板數(shù)不足24塊 總的理論板數(shù) 實際板數(shù)的確定 全塔效率ET的計算℃ 混合氣化潛熱值為:混合熱容值為:則故q線方程為 回流比的確定 α值的確定α1=, α2=, α3=,α4=,α5=,α6=,α7=, α8=,α9=,α10===。表1—6 苯—甲苯系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點t/℃苯摩爾分數(shù)/%α氣相液相00011 q值的確定的查數(shù)據(jù)手冊可知，℃時，苯的氣化潛熱為r1=，甲苯的氣化潛熱為r2=。料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分數(shù) xF=。 物料的進料狀態(tài)本次分離任務的進料狀態(tài)為冷液進料，進料溫度℃，進料濃度，進料流量F=230kmol/h，此進料方式無需預熱器加熱可減少設備費用且此中加熱方式下q值大于1。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。 ，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復雜，阻力降較大。事實上，任何一個塔設備能同時達到上述的諸項都時非常困難的，因此只能從生產(chǎn)的需求及經(jīng)濟合理的要求出發(fā)，抓住主要矛盾進行設計。2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。在化工，石油化工及煉油廠中，塔設備的性能對整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量，生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有重大的意義。由于此次設計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。浮閥塔的特點：1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。本次設計就是針對苯甲苯體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設計及其輔助設備的選型。在塔設備中能進行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。 化工生產(chǎn)對塔設備的要求塔設備除了應該滿足特定的化工工藝條件（如溫度，壓力，耐腐蝕）外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需求還應該達到下列要求：1）生產(chǎn)能力大，及氣體處理量大。5）結(jié)構(gòu)簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達到降低設備投資的要求。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 第二章 總體設計方案的確定 操作壓強的選擇精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。本次分離的苯和甲苯二元體系為一般物系故分離時采用常壓操作。第3章 精餾工藝流程圖精餾工藝流程圖如下圖所示 :第四章 理論板數(shù)的確定 物料衡算根據(jù)工藝的操作條件可知:料液流量 F=230Kmol/h。 物系相平衡數(shù)據(jù)常壓下苯—甲苯系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)如表1—6所示。K)。 已知X10=, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=。μL苯+ x甲苯（過程略）塔頂溫度：tD= ℃ 加料板上一塊塔板溫度tF1= ℃加料板的塔板溫度tF= ℃塔底溫度：tW= ℃精餾段平均溫度 T=(+)/2= ℃提餾段平均溫度 T=(+)/2= ℃ 塔頂平均摩爾質(zhì)量： X1= Y1=MVDm=+()= kg/kmolMLDm=+()= kg/kmol 加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量： XF1= YF1=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol 加料板平均摩爾質(zhì)量： XF= YF=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量： XW= YW=MVFm=+()= kg/kmolMLFm=+()= kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量： MVm=(MVDm+MVFm)/2 =(+)/2= kg/kmol MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= kg/kmol（1）精餾段①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即： ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3 ②液相平均密度： 塔頂溫度：tD=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 加料板上塊塔板溫度: tF1=℃ 時ρ1= Kg/m3, ρ2= Kg/m3 塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝% 加料板上一塊塔板易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a2＝% 塔頂液相密度：ρLD＝1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= Kg/ m3 加料板上一塊塔板液相密度:ρLF＝1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]= Kg/ m3 精餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)/2=(+)= Kg/ m3（2） 提餾段 ①汽相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算 即ρVM＝PMV/RTM=（（+））= Kg/ m3②液相平均密度 加料板溫度：tF=℃ 時ρ1= Kg/m3 , ρ2= 塔底溫度: t=℃ ρ1= Kg/m3 , ρ2= Kg/m3 塔底易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝% 加料板上易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a2＝% 加料板液相密度：ρLF＝1/[a1/ρ1+(1a1) /ρ2]= 塔底液相密度:ρLW＝1/[a2/ρ1+(1a2)/ρ2]= 提餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)/2= Kg/ m3（1）精餾段液體表面張力 查表得 塔頂溫度：tD=℃ 時： σ1= mN/m σ2= mN/m σLDM=+= mN/m 加料板上一塊塔板溫度tF1= ℃時σ1= mN/m σ2= mN/m σF1DM=+= mN/m 精餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLDM +σLF1M)/2= mN/m（2）提餾段液體表面張力 查表得加料板溫度：tF=℃ 時: σ1= mN/m σ2= mN/m σLFM=+（）= mN/m 塔底溫度tW= ℃時： σ1= σLWM=+（）= mN/m 提餾段的平均液體表面張力： σLM=(σLFM +σLWM)/2= mN/m 精餾段塔徑塔板的設計計算 精餾段塔板參數(shù)的計算與選擇精餾段汽、液相體積流率為： m3/S m3/S 由 ， 取板間距HT= , hL= , HT hL== C20 由圖查取圖的橫坐標為： ，查表得出C20= 則 m/s，則空塔氣速為:U===則 =m 。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D，WS為60到70 mm 當D，WS為80到110 mm