【文章內(nèi)容簡介】 總物料衡算 WDF ?? 苯物料衡算 WDF 0 0 2 8 8 6 ?? 聯(lián)立解得 kmol/h D ? kmol/h F? 3．塔板數(shù)的確定 理論塔板數(shù) TN 的求取 氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取 yx~ 依據(jù) ? ? ? ???? BABt ppppx ??? /， tAxpy /?? ，將所得計算結(jié)果列表如下： 表 31 相關數(shù)據(jù)計算 溫度 /℃ 80 90 100 110 120 130 140 ?ip 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 兩相摩爾分率 x 1 0 y 1 0 相對揮發(fā)度 oAoBPP?? 5 本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 yx~ 平衡關系的影響完全可以忽略。 平均相對揮發(fā)度 ?? ，則，汽液平衡方程為： xxxxy )1(1 ????? ?? 10 確定操作的回流比 R 將表 31 中數(shù)據(jù)作圖得 yx~ 曲線。 010 1xyy=xf(x) 圖 31 苯 — 氯苯混合液的 x— y圖 在 yx~ 圖上，因 1?q ，查得 ?ey ，而 ?? Fe xx ， ?Dx 。故有： ??????? ee eDm xy yxR 考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的 倍，即： ???? mRR 求精餾塔的汽、液相負荷 k m o l/ h 1 . 7 53 . 0 60 . 5 7 3RDL ???? kmo l / h 4. 8 13. 0 61)( 0. 57 31) D(RV ?????? kmo l/ h 6. 294. 541. 75FLL ?????， km ol /h 4. 81VV ??， 11 求 理論塔板數(shù) 精餾段操作線： 6 2 6 11 ?????? xR xxR Ry D 提餾段操作線： 3 0 0 ?????????? xVWxVLy x w 提餾段操作線為過 ? ?, 和 ? ?, 兩點的直線。 采用圖解法求理論板層數(shù) ,在 xy 圖上作平衡曲線和對角線，并依上述方法作精餾段操作線和提鎦段。從 ),(?Dx 開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構(gòu)成的梯級。當梯級跨過兩操作線交點 ),(d 時，則改在提鎦段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達到或越過點),(?Wx 為止。用 Excel 作圖，各梯級的坐標如下： 表 32 相關數(shù)據(jù)計算 x y 精餾段 提鎦段 x 12 010 1xyf(x)精餾段提鎦段y=x水平鉛錘線 圖 32 苯 氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 按上法圖解得到： 總理論板層數(shù) 9?TN 塊（包括再沸器） 加料板位置 4?FN 全塔效率 TE 選用 mTE μl o ?? 公 式 計 算 。 該 式 適 用 于 液 相 粘 度 為~ s 的烴類物系，式中的 mμ 為全塔平均 溫度下以進料組成表示的平均粘度。 查圖一，由 Dx = Wx = 查得塔頂及塔釜溫度分別為： tD =℃ Wt =℃， 全塔平均溫度 mt =(tD +Wt )/2=(+)/2=℃ 根據(jù)表 34 表 34 苯 氯苯溫度粘度關系表 13 溫度 ℃ 20 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPas 氯苯 粘度 mPas 0. 利用差值法求得 ： smPa ?? ， ??B? 。 ? ? ? ? 2 2 ????????? FBFAm xx ??? o g6 1 o g6 1 ????? mTE ? 實際塔板數(shù) pN （近似取兩段效率相同） 精餾段： ??pN 塊，取 61?pN 塊 提餾段： ??pN 塊，取 142?pN 塊 總塔板數(shù) 2021 ??? ppp NNN 塊 4．操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算 平均 壓強 mp 取每層塔板壓降為 計算。 塔頂： kP ???Dp 加料板： 5 ????Fp 塔底： k P ????Wp 精餾段平均壓強 ? ? k P 0 72/ 0 0 5 ???p 提鎦段平均壓強 ? ? k P 39。 ???p 14 平均溫度 mt 利用表 31 數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得 塔頂溫度 19 8 806 7 9080 ???? ? Dt , ℃?Dt 加料板 17 3 806 7 9080 ???? ? Ft ， ℃?Ft 塔底溫度 0 1 0 2 8 1 3 000 1 1 4 01 3 0 ????? Wt， ℃?Wt 精餾段平均溫度 ? ? ???mT ℃ 提鎦段平均溫度 ? ? ℃39。 ???mT 平均分子量 mM 精餾段： ?mT ℃ 液相組成： 7 8090 1 ????? x， ?x 氣相組成： 1 8090 1 ????? y， ?y 所以 ? ? k m o lkgM L / 6 1 28 6 ?????? ? ? k m o lkgM V / ?????? 提鎦段： 39。 ?mT ℃ 液相組成： 120xx0 2 ? ???? x， ?x 氣相組成：6 1 1 1 1 33 7 1 1 2 01 1 0 2 ? ???? y， ?y 所以 ? ? k m o lkgM L /39。 ?????? ? ? k m o lkgM V /39。 ?????? 15 平均密度 mρ 液相平均密度 mLρ, 表 41 組分的液相密度 ρ （ kg/m3） 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 純組分在任何溫度下的密度可由下式計算 苯 ： tA ??ρ 推薦： tA ??ρ 氯苯 ： tB ??ρ 推薦： tB ??ρ 式中的 t為溫度，℃ 塔頂： 3, k g / ?????? tALD? 3, k g / ?????? tBLD? 3, kg/ ?????? mLDBLDBALDAmLDaa ???? 進料板： 3, k g / ?????? tALF? 3, k g / ?????? tBLF? 3, kg/ ?????? mLFBLFBALFAmLFaa ???? 塔底： 3, k g / 8 8 8 8 ?????? tALW? 3, k g / ?????? tBLW? 3, kg/ ?????? mLWBLWBALWAmLWaa ???? 精餾段： ? ? 3k g / 4 52/ 7 2 0 ???L? 提鎦段： ? ? 3k g / 3 72/ 0 0 7 139。 ???L? 16 汽相平均密度 mVρ, 精餾段： ? ? 3, kg/ ??? ??? m mVmv RTMp? 提鎦段： ? ? 339。 ,39。 k g / 39。 ??? ??? m mVmv RT Mp? 液體的平均表面張力 mσ 表 51 組分的表面張力σ 溫度 80 85 110 115 120 131 σ A 苯 σ B 氯苯 液體平均表面張力依下式計算，即 iiLm x?? ?? 塔頂液相平均表面張力的計算 由 ℃?Dt ， 用內(nèi)插法得 8580 , ????? AD?， N/, ?AD? 8580 , ????? BD? , m N /, ?BD? m N / 1 8 ?????LD? 進料板液相平均表面張力的計算 由 ℃?Dt ， 用內(nèi)插法得 11085 , ????? AF?， N/, ?AF? 11085 , ????? BF? , m N /, ?BF? m N / 6 3 ?????LF? 17 塔底液相平均表面張力的計算 由 ℃?Wt ， 用內(nèi)插法得 1 151 10 , ????? AW?， N/, ?AW? 115110 , ????? BW? , m N /, ?BW? m N / 9 7 1 0 2 8 ?????LW? 精餾段液相平均表面張力為 m N / )( ???L? 提鎦段液相平均表面張力為 m N / )(39。 ???L? 液體的平均粘度 mLμ, 表三 不同溫度下苯 — 氯苯的粘度 溫度 t， ℃ 60 80 100 120 140 苯 mPas 氯苯 mPas 液相平均粘度可用 lg lgL m i ix??? ? 表示 塔頂液相平均粘度 80100 ? ???? A?， smPaA ?? ? 80100 ? ???? B?， ?B? )( , ?????mLD? ， sm PamLD ?? 3 0 ,? 進料板液相平均粘度 18 80100 ? ???? A?， smPaA ?? ? 80100 ? ???? B?， smPaB ?? ? )( , ?????mLF? ， sm PamLF ?? 3 1 ,? 塔底液相平均粘度 120xx0 ? ???? A?， smPaA ?? ? 120xx0 ? ???? B?， smPaB ?? ? )0 0 2 8 ( 0 2 8 , ?????mLF? , sm PamLF ?? 3 3 ,? 氣液相體積流量 精餾段： 汽相體積流量 / 3, ????? mVmVs VMV ? 汽相體積流量 /h6 2 7 1 . 2 m/sm7 4 33 ??hV 液相體積流量 /sm0025 3, ????? mLmLs LML ? 液相體積流量 /h9 . 1 5 m/sm0 0 2 33 ??hL 提鎦段： 汽相體積流量 / 6 0 0 6 0 0 3,39。39。 ????? mV mVs MVV ? 汽相體積流量 /h6 3 7 2 m/39。 33 ??hV 液相體積流量 /sm0 0 8 5 3 73 6 0 0 0 7 23 6 0 0 3,39。39。 ????? mWmLs MLL ? 液相體積流量 /39。 ??hL 19 6 主要設備工藝尺寸設計 塔徑 精餾段： 初選塔板間距 mm450?TH 及板上液層高度 mm60?Lh ，則： ???? LT hH 按 Smith 法求取允許的空塔氣速 maxu （即泛點氣速 Fu ） 0 2 3 4 57 4 0 0 2 ??????????????????????????????VLssVL ?? 查 Smith 通用關聯(lián)圖得 ?C 負荷因子 0 20 20 ??????????????? ?CC 泛點氣速： ? ? ? ? ????? VVLCu ??? m/s 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 m / m a x ?? uu 精餾段的塔徑 )(7 4 ????? uVD s ? 按標準塔徑 圓整取 .6m1?D 提鎦段： 初選塔板間距 mm450?TH 及板上液層高度 mm60?Lh ，則： ???? LT hH 按 Smith 法求取允許的空塔氣速 maxu （即泛點氣速 Fu ） 20 0 8 0 6 3 77 7 0 0 8 5 39。39。