【正文】 , 塔頂： 3k g /, ?????? tρ ALD 3k g /, ?????? tρ BLD 3k g / , ?????? mLDBLDBALDAmLD ρρaρ aρ 進料板： 3, k g / ?????? tALF? 3, k g / ?????? tBLF? 3, k g / ?????? mLFBLFBALFAmLFaa ???? 精餾段： ? ? 3, k g / ???mL? mVρ, ? ? 3, k g / m8 8 2 ??? ??? m mVmmV RTMp? （五）液體的平均表面張力 mσ 塔頂： mN /, ?ADσ ； mN /, ?BDσ （ 80℃ ） m N / , ??????? ??? ?????????? ??DABBABAmD xσxσ σσσ 進料板： mN /m8 3 , ?AF? ； m N /m9 , ?BF? （ 88℃ ） m N / , ??????? ??? ?????????? ??FABBABAmF xx ?? ??? 精餾段： ? ? m N/ ???m? （六）液體的平均粘度mL,? 塔頂：查化工原理附錄 11，在 80℃下有： ? ? ? ? sm Pa ???????? , DBBDAAmLD xμxμμ 加料板： sm Pa3 2 3 6 , ??????mLF? 精餾段： ? ? sm , ????mL? 五、精餾段的汽液負荷計算 汽相摩爾流率 ? ? k m o l/ 8 3 ????? DRV 汽相體積流量 / 3, ????? mVmVs VMV ? 汽相體積流量 /h1791m/ 33 ??hV 液相回流摩爾流率 k m o l/ 8 3 ???? RDL 液相體積流量 /sm00 0 39 0 0 0 0 3, ????? mLmLs LML ? 液相體積流量 /h1 . 42 4 m/sm0 00 3 9 33 ??hL 冷凝器的熱負荷 ? ?? ? 6 0 0/ ???? VrQ 六、塔和塔板主要工藝結(jié)構尺寸的計算 （一）塔徑 mm500?TH 及板上液層高度 mm60?Lh ，則： ???? LT hH Smith 法求取允許的空塔氣速 maxu （即泛點氣速 Fu ） 0 1 8 7 0 03 9 5 ??????????????????????????????VLssVL ?? 查 Smith 通用關聯(lián)圖得 ?C 負荷因子 0 9 36 9 20 ??????????????? ?CC 泛點氣速： ? ? ? ? m / ????? VVLCu ??? 取 m / m a x ???? uu ????? uVD s ? 圓整取 mm800?D ，此時的操作氣速 m/?u 。 四、塔的精餾段操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算 （一）平均壓強 mp 取每層塔板壓降為 計算。 塔的平均溫度為 (80+)=106℃（取塔頂?shù)椎乃阈g平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄 11 得： smPa ?? ， smPa ?? 。該式適用于液相粘度為 ~其中，精餾段 41?TN 塊，提餾段 ?TN 塊，第 5 塊為加料板位置。故有： 0 . 9 8 6 0 . 9 3 5 0 . 1 8 90 . 9 3 5 0 . 6 6 5 6Dem eexyRyx? ?? ? ??? 圖一 苯 氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解 圖二 苯 氯苯物系的溫度組成圖 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：1 . 5 1 . 5 0 . 1 8 9 0 . 2 8 3 5mRR? ? ? ? （ 3） 求理論塔板數(shù) 精餾段操作線 方程 ： 0 .2 2 1 0 .7 7 911DxRy x xRR? ? ? ??? 將 xF? 帶入精餾段操作方程得： yF= 提餾段操作線為過 ? ?0 .0 0 7 3 6 5, 0 .0 0 7 3 6 5和 ? ?,。 （ 2）確定操作的回流比 R 將表四中數(shù)據(jù)作圖得 yx~ 曲線及 yxt ~? 曲線。 T 法）求取 TN ，步驟如下： （ 1）相平衡數(shù)據(jù)的求取 根據(jù)苯 氯苯 的相 平衡 數(shù)據(jù) ，利 用泡 點方 程和露 點方 程求 取 yx~ 。 二、全塔的物料衡算 （一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率 苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為 和 。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示： 112 ???????????ttttrrcc （氯苯的臨界溫度： C?? ） 。 四、基礎數(shù)據(jù) ?ip 單位： mmHg 表一 組分的飽和蒸汽壓 ?ip 溫度，（℃） 80 90 100 110 120 130 ?ip 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 注： 1 mmHg= ρ 單位： kg/m3 表二 組分的液相密度 ρ 溫度 ，（℃） 80 90 100 110 120 130 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 純組分在任何溫度下的密度可由下式計算： 苯 tA 1 8 8 1 2 ??ρ 氯苯 tB 0 6 5 1 2 4 ??ρ 注：式中的 t 為溫度，℃。 二、操作條件 4kPa（表壓）； ，泡點進料 q=1； ， R= 506kPa； ； 300 天，每天 24 小時連續(xù)運行。課程設計題目一 —— 苯 氯苯板式精餾塔的工藝設計 一、設計題目 設計一座苯 氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 %的氯苯 20200t/a，塔頂餾出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯為 42%（以上均為質(zhì)量 %）。 三、設計內(nèi)容 1 設計方案的確定及工藝流程的說明； ； ； ； ； ； ； ； 。 σ 單位： mN/m 表三 組分的表面張力 σ 溫度，（℃） 80 85 110 115 120 131 σ 苯 氯苯 雙組分混合液體的表面張力 mσ 可按下式計算： ABBABAm xx σσ σσσ ?? （ BA xx、 為 A、 B 組分的摩爾分率） 常壓沸點下的汽化潛熱為 103kJ/kmol。 一、設計方案的確定及工藝流程的說明 原料液經(jīng)臥式列管式預熱器預熱至泡點后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為 回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產(chǎn)品經(jīng)臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。 58 / 1 / 1 35 / 112 .61Fx ??? 98 2/???Dx 0. 5 / 78 .1 1 . 5 / 78 .1 1 99 .5 / 11 2. 61Wx ??? （二）平均摩爾質(zhì)量 ? ?7 8 . 1 1 0 . 6 6 5 6 1 0 . 6 6