精馏塔

           解得液体密度为 Fs tt  Ft3/ mkg0 5 1 3 2 8 9 5  RDLD R)()1(  DRV 塔顶物料平均千摩尔质量为： 60 0 , 60 , 6 4 06 21 4 81 36 29 97TLTFLLggH m m h m mHhVV     取 则 分 离 空 间

工物性数据手册》得 333/ /,/mkgmkgmkgLDLDLBLA 进料板，由加料板液相组成， Ax 则 3 6 )4 0 ( 0 0  Aa CtF  时，查《化学化工物性数据手册》得 吉林化工学院化工原理课程设计 10 3333/ /,/mkgmkgmkgLFLFLBLA  Tw=℃时，查《化 学化工物性数据手册》得

t Ft 由表 101 苯 甲苯在某温度 t 下蒸汽压 0AP 、 0BP 9692 6 4 4 6 10  AP kpa131450 AP 9692  BP BP 理想物系 BAPP 平衡线方程  xxxxY   泡点进料 1q  Fe xx eeeD xy yxR min 7 1 9 4 9  ey R

用假设的塔板间距符 合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。 塔截面积： 222 mDAT   堰及降液管的设计 : 溢流装置设计 : （ 1）降液管类型与溢流方式 ① 降液管的类型 降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。 降液管有圆形与弓形两类。 弓形降液管的堰于壁之间的全部界面区域均为降液空间，塔板面积利用率最高。 因此

程流体在弓形区域内短路而给传热带来不利影响。 管板上换热管中心距的选择既要考虑结构的紧凑性，传热效果，又要考虑管板的强度和清洗管子外表面所需的空间。 除此之外，还要考虑管子在管板上的固定方法。 若间距太小，当采用焊接连接时，相邻两根管的焊缝太近，焊缝质量受热影响不易得到保证；若采用胀接，挤压力可能造成管板发生过大的变形，失去管子和管板间的结合力。 一般采用的换热管的中心距不小于管子外径的 1.

取 每层塔板压降 P 进料板压力： PF 100+*18=109kPa 进料板： PF 109kPa ， XXAF 试差得 tF ℃ 提馏段实际板层数： =N实 际 11 块 塔釜压力： PW 109+*11= 塔釜： XXAW, PW ,试差得 tw 103℃ （ 3） 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度 tm （ +） /2=℃ 精馏段 pm （ 100+109）

总物料衡算 WDF  苯物料衡算 WDF 0 0 2 8 8 6  联立解得 kmol/h D  kmol/h F 3．塔板数的确定 理论塔板数 TN 的求取 氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 yx~ 依据     BABt ppppx  /， tAxpy / ，将所得计算结果列表如下： 表 31 相关数据计算 温度 /℃ 80 90 100

组成 板 数 1 2 3 4 5 6 7 X ＜ ＜ Y 实际塔板数的确定 经上述计算可知 ℃Dt ℃120Wt ℃Ft 全塔的平均温度 3 FWD tttt 平 ℃4 6 2  查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 表 55 邻 对氯甲苯的粘度 组分 对氯甲苯 邻氯甲苯 黏度 ℃平 t 时 AX 计算出平均黏度  ALBALAL XX  1 

27 武汉工程大学化工原理课程设计 4 溢流装置计算 27 塔板设计 29 精馏段 30 提馏段 35 塔板的负荷性能图 39 精馏段 39 提馏段 41 第 5 章 板式塔的结构 44 塔体结构 44 筒体 44 封头 44 塔顶空间 44 塔釜高度 44 人孔 45 裙座 45 塔总体高度 45 第 6 章 精馏装置附属设备 46 回流冷凝器 46 原料预热器 47 第 7 章 接管