【正文】 2 3 利用表 2 中的數(shù)據(jù)，可得下圖。 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) ?? 。 確定適宜回流比 取不同的 min/RR ，由捷算法分別求出 N 、 ( 1)RN? ，可得 min/~R R N 圖和m in/ ~ ( 1)R R R N?圖，如圖 4 和圖 5。 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(xiàn) 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(xiàn)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(xiàn)，交相平衡曲線(xiàn)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 。另假定塔底溫度為 120℃ ，則 KA=， KB=，此時(shí) 2 .2 0 0 .0 3 0 .9 6 0 .9 7 0 .9 9 7 2iiKx ? ? ? ? ?? ，| 1 | 0 .0 0 7 2 0 .0 1iiKx ? ? ?? ，滿(mǎn)足誤差要求。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。另取塔頂溫度為 84℃，則 KA=， KB=，此時(shí)， 0 .9 7 0 .0 3 0 .0 9 51 .0 5 0 .4 2iiyK ? ? ??，| 1 | 0 .0 0 5 0 .0 1iiyK ? ? ?? ，滿(mǎn)足誤差要求，故塔頂壓力為 ，塔頂溫度為 84℃ 。 （ 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(guò)塔頂餾出管線(xiàn)及冷凝器的阻力一般為，取阻力為 ，則塔頂壓力為 +10=。本體系為苯、甲苯，相對(duì)較輕，溫度升高不是很大時(shí)不會(huì)引起結(jié)焦問(wèn)題；減壓蒸餾不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操 作費(fèi)用，而且由于真空下氣體體積的增加，將增大蒸餾塔的塔徑。 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(guò)冷液體，回流為過(guò)冷回流；②采取減壓蒸餾?？紤]到低壓時(shí)，安托因方程 0 1 2 0 6 .3 5 0lg 6 .8 9 7 4 0 2 2 0 .2 3 7Ap t?? ? 0 1 3 4 3 .9 4 3lg 6 .9 5 3 3 4 2 1 9 .3 7 7Bp t?? ? 由低壓下的泡點(diǎn)方程 00A A B Bp x p x p?? 將 t=45℃ 代入安托因方程，得 0 Kpa? ， 0 Kpa? ，得 Kpa? 。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。 1 0 5 .5 5 [0 .0 3 7 8 .1 1 (1 0 .0 3 ) 9 2 .1 3 ] 9 6 7 9 .6 9 /W K g h? ? ? ? ? ? 由塔頂、塔底產(chǎn)品組成，也可分別求得苯、甲苯的摩爾流量和質(zhì)量流量。 ? （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。 化工原料課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一、題目 設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔裝置，用以分離： 苯 甲苯混合物 混合物 二、原始數(shù)據(jù) 原料：處理量： 17 噸 /小時(shí) 進(jìn)料狀態(tài)： 飽和液體 組成： xF=（質(zhì)量） 產(chǎn)品要求： xD=（摩爾）， xW=（摩爾） 冷凝器形式： 全凝器 冷卻劑溫度： 30℃ 三、計(jì)算說(shuō)明書(shū)內(nèi)容 流程簡(jiǎn)圖 工藝計(jì)算（包括物料衡算及熱量衡算總表） 塔板計(jì)算 塔體初步設(shè)計(jì) 輔助設(shè)別的選用 計(jì)算結(jié)果匯總表 分析與討論 四、繪圖要求 塔體總圖 塔板總圖 一、工藝流程簡(jiǎn)圖 如圖 1，塔頂設(shè)全凝器，輕組分經(jīng)全凝器冷凝后，部分作為回流返回塔內(nèi)；塔底設(shè)有再沸器。 二、工藝計(jì)算 全塔物料衡算 原料組成： 39。 9 3 .2 2 [0 .9 7 7 8 .1 1 (1 0 .9 7) 9 2 .1 3 ] 7 3 2 0 .3 1 /D K g h? ? ? ? ? ? 塔底產(chǎn)品質(zhì)量流率 39。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℃。觀察圖表可以發(fā)現(xiàn)，當(dāng)壓力取為 時(shí)，仍不能滿(mǎn)足| 1| ??? 的要求，圖中低于 的相平衡數(shù)據(jù)難以獲得，此時(shí)，不宜采用泡點(diǎn)方程。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。常壓蒸餾會(huì)引起塔內(nèi)各處溫度相應(yīng)提高，而塔底溫度的提高可能會(huì)引起塔內(nèi)物料的結(jié)焦、聚合、變質(zhì)或腐蝕設(shè)備。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℃。假定塔頂溫度為 80℃，查圖 [3]，得 KA=， KB=，由露點(diǎn)方程，得0 .9 7 0 .0 3 1 .0 9 60 .9 5 0 .4 0i ABi A By yyK K K? ? ? ? ?? ，不滿(mǎn)足誤差小于 的要求。 （ 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。取 N=25，每層板的壓降為 5mmHg，則塔底壓力為 1 1 1 .3 2 5 2 5 5 1 3 3 .3 0 .0 0 1 1 2 7 .9 8 8 1 2 8p K p a K p a? ? ? ? ? ? ? 假設(shè)塔底溫度為 110℃，查圖，得 KA=， KB=，此時(shí)，由泡點(diǎn)方程，1 .7 3 0 .0 3 0 .8 0 0 .9 7 0 .8 2 8i i A A B BK x K x K x? ? ? ? ? ? ?? ，不滿(mǎn)足誤差要求。故塔底溫度為 120℃，塔底壓力為 128Kpa。由芬斯克公式，得m i n l g [ ( ) ( ) ] l g [ ( 0 . 9 7 / 0 . 0 3 ) ( 0 . 9 7 / 0 . 0 3 ) ] 7 . 9 7l g l g 2 . 3 9A B D B A Wmx x x xN ?? ? ?。 下面以 min/ ? 為例進(jìn)行計(jì)算。 計(jì)算結(jié)果如表 2。 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? ? ? ?。 精餾段操作線(xiàn)方程 1 1 . 9 1 1 0 . 9 7 0 . 6 6 0 . 3 41 1 1 . 9 1 1 1 . 9 1 1DRy x x x xRR? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? 提餾段操作線(xiàn)方程 WL F Wy x xL F W L F W???? ? ? ? 2 . 0 8 9 3 . 2 2 1 9 8 . 7 6 1 0 5 . 5 5 0 . 0 32 . 0 8 9 3 . 2 2 1 9 8 . 7 6 1 0 5 . 5 5 2 . 0 8 9 3 . 2 2 1 9 8 . 7 6 1 0 5 . 55x??? ? ?? ? ? ? ? ? ?? q 線(xiàn)方程 ? 。 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(xiàn)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 。由相平衡數(shù)據(jù) y 可采用內(nèi)插法，得塔內(nèi)進(jìn)料板上液相組成為 13 46 13 25 68 25 y??? 得 ? 。查圖得 .A mPa s? ? ， .B mPa s? ? ，故 0. 47 1 0. 27 0. 52 9 0. 28 0. 28? ? ? ? ? ?進(jìn) 。 精餾段液相平均粘度 1 ( ) / 2 ( 0 .3 1 0 .2 8 ) / 2 0 .2 9 3? ? ?? ? ? ? ?頂 進(jìn) ； 提餾段液相平均粘度 2 ( ) / 2 ( 0 .2 3 0 .2 8 ) / 2 0 .2 5 5? ? ?? ? ? ? ?進(jìn)底 。由進(jìn)料板溫度，查相平衡常數(shù)圖可得， ? ， ? ，得 ? ??進(jìn)。 由奧康奈爾關(guān)聯(lián) ( )TLE ?? ?? ，可得 精餾段的效率 0 .2 4 51 0 .4 9 (2 .4 1 0 .2 9 3 ) 5 3 .3 5 %TE ?? ? ?； 提餾段的效率 0 .2 4 52 0 .4 9 (2 .3 1 0 .2 5 5 ) 5 5 .8 1 %TE ?? ? ?。 相關(guān)物性的計(jì)算 （ 1）平均摩爾質(zhì)量 塔頂氣相平均摩爾質(zhì)量 0 .9 7 7 8 .1 1 0 .0 3 9 2 .1 3 7 8 .5 3 /VDM Kg Km 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 /