【正文】 規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的。不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（℃）臨界溫度tC（℃）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5—CH3表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度859095100105,kPa，kPa表3 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（[2]：例1—1附表2）溫度859095100105液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率00表4 純組分的表面張力([1]：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m20表5 組分的液相密度([1]：附錄圖8)溫度(℃)8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度181。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書概述 精餾單元操作的簡介 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，精餾過程在能量劑驅(qū)動下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。（[1]：）溫度(℃)8090100110120苯（）甲苯（） 表7常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t℃液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y計(jì)算過程 相關(guān)工藝的計(jì)算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 = 78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 = 92kg/kmol == == ==、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 =+（）92= =+()92= =+()92= 物料衡算 以年工作7200小時(shí)，年產(chǎn)6萬噸計(jì)，進(jìn)料為： 原物料處理量： F== kmol/h 總物料衡算： =D+W 苯的物料衡算：=+聯(lián)立解得： D= kmol/h W= kmol/h 最小回流比及操作回流比的確定（1） 相對揮發(fā)度α℃，℃，根據(jù)安托尼方程 （[5]，90頁安托尼方程）得： 同理得時(shí)， ， （2） 最小回流比計(jì)算： （[5],112頁式946） 、液相負(fù)荷和操作線方程 =RD== =(R+1)D== == kmol/h =+W=+= kmol/h精餾段操作線方程為 y=x+=+=+ （[5]，106頁）提餾段操作線方程為: ===（[5]，106頁） （1） 交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計(jì)算如下： 相平衡方程變形為x = ，精餾段操作線方程y=+ = 因?yàn)椋? 精餾段理論板 n=6，第7塊為進(jìn)料板（2）交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程計(jì)算如下： 相平衡方程變形為x = ，提餾段操作線方程y= 所以提留段理論板 n=6，相對揮發(fā)度計(jì)算如下： ℃時(shí)查得苯和甲苯的粘度為，則：全塔效率 精餾段實(shí)際板層數(shù)N(精)=6/,提餾段實(shí)際板層數(shù)N(提)=6/≈12，進(jìn)料板在第13塊板 塔頂操作壓力＝ kPa塔底操作壓力=+24=每層塔板壓降 △P＝ kPa進(jìn)料板壓力＝＋12＝精餾段平均壓力 P m ＝（＋）／2＝ kPa提餾段平均壓力P m =（+）/2 = kPa 利用上表數(shù)據(jù)用試差法計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度：由得=進(jìn)料板溫度:由 得=塔底溫度:由得=精餾段平均溫度=（ ＋）/2 =℃提餾段平均溫度=（+）/2 =℃（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1==Kg/K molKg/K