苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)

1、1       苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì) 1課程設(shè)計(jì)的目的       課程設(shè)計(jì)是“化工原理”課程的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識(shí)去解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃中它也起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用，通過課程設(shè)計(jì)就以下幾個(gè)方面要求學(xué)生加強(qiáng)訓(xùn)練1查閱資料選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力 2樹立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可行性，又考慮經(jīng)濟(jì)上的合理性，并注意到操作時(shí)的勞動(dòng)條件和環(huán)境保護(hù)的正確設(shè)計(jì)思

2、想，在這種設(shè)計(jì)思想的指導(dǎo)下去分析和解決實(shí)際問題的能力。 3迅速準(zhǔn)確的進(jìn)行工程計(jì)算（包括電算）的能力。 4用簡潔文字清晰表達(dá)自己設(shè)計(jì)思想的能力。2 課程設(shè)計(jì)題目描述和要求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，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），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。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特

3、殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式塔，板空上安裝浮閥，具體工藝參數(shù)如下： 原料苯含量：質(zhì)量分率= (30+0.5*學(xué)號(hào))% 原料處理量：質(zhì)量流量=（10-0.1*學(xué)號(hào)） t/h   單號(hào)                    （1

4、0+0.1*學(xué)號(hào)） t/h   雙號(hào)  產(chǎn)品要求：質(zhì)量分率：xd=98%，xw=2%      單號(hào)                      xd=96%，xw=1%      雙號(hào)2工藝操作條件如

5、下： 常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流，R=（1.22）Rmin。                                          

6、                                 3課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容  3.1 流程示意圖           &

7、#160;                                冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器苯的儲(chǔ)罐苯              

8、0;         回流原料原料罐原料預(yù)熱器精餾塔                       回流               

9、;          再沸器      塔底產(chǎn)品冷卻器甲苯的儲(chǔ)罐甲苯 3.2 流程和方案的說明及論證  3.2.1  流程的說明         首先，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾

10、塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。3.2.2 方案的說明和論證  

11、60;      本方案主要是采用浮閥塔。 精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：                           &

12、#160;                                                 &

13、#160;3一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 而浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)正是：而浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)正是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊

14、，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上

15、），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。      近幾十年來，人們對(duì)浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適。3.3 設(shè)計(jì)的計(jì)算與說明                   

16、;                                                  

17、;                                      43.3.1  全塔物料衡算 根據(jù)工藝的操作條件可知：料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.

18、25Kg/s =94.285Kmol/h料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) xf =（30+0.5*19）%=39.5%； 塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) xd = 98%，摩爾分?jǐn)?shù)為 97.6%； 塔底產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) xw= 2%，摩爾分?jǐn)?shù)為 1.7%； 由公式：F=D+W                  &

19、#160;   F*xf=D*xd+W*xw代入數(shù)值解方程組得：                 塔頂產(chǎn)品(餾出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；             塔底產(chǎn)品(釜液)流量 W=53.218Km

20、ol/h=1.360 Kg/s。3.3.2分段物料衡算 lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237)  安托尼方程 lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377)  安托尼方程 xa=(P 總-Pb*)/(Pa*-Pb*)            泡點(diǎn)方程 根據(jù)xa從化工原理P204表61查出相應(yīng)的溫度根據(jù)以上三個(gè)方程，運(yùn)用試差法可求

21、出 Pa*,Pb*                當(dāng) xa=0.395 時(shí)，假設(shè)t=92    Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 當(dāng) xa=0.98  時(shí)，假設(shè)t=80.1  Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,當(dāng) xa=0.02  時(shí)，假設(shè)t=1

22、08  Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=92，既是進(jìn)料口的溫度，t=80.1是塔頂蒸汽需被冷凝到的溫度，t=108是釜液需被加熱的溫度。 根據(jù)衡摩爾流假設(shè)，全塔的流率一致，相對(duì)揮發(fā)度也一致。 a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1）                    &

23、#160; 所以平衡方程為    y=ax/1+(a)x=2.500x/（1+1.500x）， 5最小回流比 Rmin 為              Rmin=xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)/(a-1)1.426，所以 R=1.5Rmin2.139，  所以精餾段液相質(zhì)量流量 L(Kg/s)RD2.139*0.89=1.904，

24、精餾段氣相質(zhì)量流量 V(Kg/s)(R+1)D3.139*0.89=2.794， 所以，精餾段操作線方程  yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1) =0.681xn+0.311 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以進(jìn)料熱狀態(tài)  q=1 所以，提餾段液相質(zhì)量流量 L'(Kg/s)L+qF1.904+1*2.25=4.154， 提餾段氣相質(zhì)量流量 V'(Kg/s)V-(1-q)F2.794。    所以，提餾段操作線方程 

25、ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'                            =1.487xm-0.0083.3.3 理論塔板數(shù)的計(jì)算（1）聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017（2）用逐板計(jì)算

26、法計(jì)算理論塔板數(shù)      第一塊板的氣相組成應(yīng)與回流蒸汽的組成一致，所以 y1=xd,然后可以根據(jù)平衡方程可得 x1,從第二塊板開始應(yīng)用精餾段操作線方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到  xn<xd,共需 n-1 塊精餾板，第 n 塊板為進(jìn)料板。第一板    y1=xd         &

27、#160;                                        0.98x1=y1/y1+a(1-y1)      

28、;                                 0.9514  第二板    y2=0.681x1+0.311      

29、0;                                 0.9592x2=y2/y2+a(1-y2)             

30、                          0.9039第三板    y3=0.681x2+0.311                

31、;                        0.9268x3=y3/y3+a（1-y3)                      &

32、#160;               0.8351第四板    y4=0.681x3+0.311                          

33、              0.8799x4=y4/y4+a(1-y4)                                &#

34、160;      0.7456第五板    y5=0.681x4+0.311                                   &

35、#160;    0.8189x5=y5/y5+a(1-y5)                                       0.6440第六板 

36、   y6=0.681x5+0.311                                        0.7497x6=y6/y6+a(1-y6)

37、0;                                      0.5451第七板    y7=0.681x6+0.311   

38、60;                                    0.6823x7=y7/y7+a(1-y7)          

39、;                             0.4621第八板    y8=0.681x7+0.311            

40、0;                             0.6258x8=y8/y8+a(1-y8)                 

41、                        0.4008第九板    y9=0.681x8+0.311                  

42、;                        0.5840x9=y9/y9+a(1-y9)                      &

43、#160;                  0.3596x9<xd所以本設(shè)計(jì)中共需八塊精餾板，第九塊板為進(jìn)料板。 從第十塊板開始，用提餾段操作線求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到  xn<xw。第十板     y10=1.487x9-0.008  

44、0;                                     0.5267x10=y10/y10+a(1-y10)        &#

45、160;                           0.3080第十一板   y11=1.487x10-0.008              

46、0;                        0.4500x11=y11/y11+a(1-y11)                     &#

47、160;              0.2466 第十二板   y12=1.487x11-0.008                          

48、0;            0.3587x12=y12/y12+a(1-y12)                                 &#

49、160;  0.1828第十三板   y13=1.487x12-0.008                                       0.26

50、38x13=y13/y13+a(1-y13)                                    0.1254第十四板   y14=1.487x13-0.008  

51、0;                                    0.1784            

52、0;x14=y14/y14+a(1-y14)                                    0.0799第十五板   y15=1.487x14-0.008  

53、0;                                    0.1108x15=y15/y15+a(1-y15)         &#

54、160;                          0.0475第十六板   y16=1.487x15-0.008               

55、0;                       0.0626x16=y16/y16+a(1-y16)                      &#

56、160;             0.0260                                   &#

57、160;               第十七板   y17=1.487x16-0.008                           

58、0;           0.0307x17=y17/y17+a(1-y17)                                  &#

59、160; 0.0125x17<xw，因?yàn)楦组g接加熱，所以共需要17-1=16塊塔板。精餾段和提餾段都需要八塊板。   3.3.4 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算       根據(jù)內(nèi)插法，可查得：苯在泡點(diǎn)時(shí)的黏度a(mPa.s)0.25， 甲苯在泡點(diǎn)是的黏度b(mPa.s)0.27， 所以：平均黏度av(mPa.s)a*xf+b*(1-xf)0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262所以：總板效率  E=1/0.49&

60、#160;(a*av)e0.2450.544 實(shí)際板數(shù)  Ne=Nt/Et29.41230 實(shí)際精餾段塔板數(shù)為   Ne1=14.705=15 實(shí)際提餾段塔板數(shù)為   Ne2=14.705=15由上可知，在求取實(shí)際板數(shù)時(shí)，以精餾段，提餾段 分別計(jì)算為佳。而且設(shè)計(jì)時(shí)，往往精餾段，提餾段都多加一層至幾層塔板作為余量，以保證產(chǎn)品質(zhì)量，并便于操作及調(diào)節(jié)。.塔徑計(jì)算因?yàn)橐毫髁坎淮螅赃x取單流型，因?yàn)樘狃s段液相流量較大，所以以提餾段的數(shù)據(jù)確定全塔數(shù)據(jù)更為安全可靠。 所以

61、60;：氣相體積流量  Vh(m3/h)3325.713219，Vs(m3/s)0.， 液相體積流量  Lh(m3/h)25.123146，  Ls(m3/h)0.。 查表得，液態(tài)苯的泡點(diǎn)密度a(Kg/m3)792.5，         液態(tài)甲苯的泡點(diǎn)密度b(Kg/m3)790.5，根據(jù)公式 1/l=x1/a+(1-x1)/b 得，      &#

62、160;    液相密度l(Kg/m3)791.1308658， 根據(jù)公式  苯的摩爾分率(y1'/78)/yi'/78+(1-yi')/92           M=苯的摩爾分率*M 苯甲苯的摩爾分率*M 甲苯           v=M/22.4*273/(27

63、3+120)*P/P0 得氣相密度v(Kg/m3)2.。 氣液流動(dòng)參數(shù)，F(xiàn)lv=Lh/Vh*(l/v)0.50.12830506，  根據(jù)試差法，設(shè)塔徑 D(m)1.2，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)關(guān)系:可設(shè)板間距 Ht0.45m,  清液層高度 Hl常壓塔（50100mm)）取為mm,  所以液體沉降高度 Ht-hl.m。 根據(jù)下圖可查得，氣相負(fù)荷因子  C20= 0.065, 液體表面張力(mN/m)，100時(shí)，  查表&

64、#160; 苯 18.85   甲苯 19.49 所以，平均液體表面張力為 19.26427815，根據(jù)公式:    C=C20*(/20)0.2得，C= 0. 所以，液泛氣速    uf(m/s)C*(l-v)0.5/v0.51.。 設(shè)計(jì)氣速    u(m/s)u=(0.60.8)*uf0.， 設(shè)計(jì)塔徑    D&#

65、39;(m)=(Vs/0.785/u)0.51.，根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)圓整為.m, 空塔氣速    u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.  3.3.6 確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)確定降液管結(jié)構(gòu) 塔徑 D(mm)  1200塔截面積                     

66、60;At(m2)     查表                    1.31Ad/At                     

67、0;   (Ad/At)/%   查表                    10.2lw/D                    

68、60;     lw/D       查表                     0.73降液管堰長              

69、      lw(mm)     查表                    876降液管截面積的寬度            bd(mm)  

70、0;  查表                    290降液管截面積                  Ad(m2)    查表  

71、60;                 0.115底隙 hb(mm),  一般取為 3040mm,而且小于 hw,本設(shè)計(jì)取為mm, 溢流堰高度 hw(mm),  常壓和加壓時(shí)，一般取 5080mm本設(shè)計(jì)取為mm,  降液管的校核   單位堰長的液體流量，(Lh/lw) 

72、(m3/m.h)27.47661034，                     不大于，符合要求 堰 上 方 的 液 頭 高 度 how(mm)  2.84*0.001*E*(Lh/lw)0.66667  25.86020161， 式中，E

73、0;近似取一， how=25.86>6mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb0.2544130，而且不大于 0.3 0.5，符合要求。  塔盤及其布置 由于直徑較大，采取分塊式，查表得分三塊，厚度取位 4mm。降液區(qū)的面積按 Ad 計(jì)算，取為 0.115m2, 受液區(qū)的面積按 Ad 計(jì)算，取為 0.115m2, 入口安定區(qū)得寬度 bs'(mm)，一般為 

74、0;50100，本設(shè)計(jì)取為。 出口安定區(qū)得寬度 bs'(mm)，一般為  50100，本設(shè)計(jì)取為。 邊緣區(qū)寬度 bc(mm)，一般為  5075，本設(shè)計(jì)取為 50， 有效傳質(zhì)區(qū)，Aa(m2) 2*x*(r2-x2)0.5+r2*arcsin(x/r)24.59287702. 塔板結(jié)構(gòu)如下兩圖  9 浮閥數(shù)排列1011選擇F1 型重型  32g 的浮閥閥孔直徑給定，d0(mm)=39mm, 

75、 動(dòng)能因子F0 一般取為 8 12，本設(shè)計(jì)取為 11.5。閥孔氣速，uo(m/s)=F0/v0.5= 6.， 閥孔數(shù) n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。實(shí)際排列時(shí)按等腰三角形排,中心距取為 75mm,  固定底邊尺寸B(mm)= 70,所以          實(shí)際排出 104 個(gè)閥孔，與計(jì)算個(gè)數(shù)基本相同。&

76、#160;所以，實(shí)際閥孔氣速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.實(shí)際閥孔動(dòng)能因子，F(xiàn)0=u0*v0.5=11.48368564， 開孔率=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般 1014，符合要求。3.3.7塔板的流體力學(xué)校核(1) 液沫夾帶量校和核液體橫過塔板流動(dòng)的行程，Z(m) =D-2*bD=0.62塔板上的液流面積，Ab(m2) =At-2*Ad=1.08 物性系數(shù)，K，查表得   泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)，Cf=0.125，見下頁圖。 

77、F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf=0.41815191，F(xiàn)1=Vs*v/(l-v)0.5/At/K/Cf/0.78=0.，泛點(diǎn)率 F1(0.80.82)，F(xiàn)!,F2  均符合要求。12 ，塔板阻力的計(jì)算與較核 臨界孔速 u0c(m/s) =(73/v)(1/1.875)= 5.7525979<uo=6.93,閥未全開， 干板阻力，ho(m) =19.9/  l*（u00.175）=0.， 充氣系數(shù)0=0.4，塔板充氣

78、液層的阻力 hl(m)=  0*(hw+how)= 0.， 克服表面張力的阻力 h，一般忽略不計(jì)，所以塔板阻力 hf(m)=ho+hl+h=0.。 13降液管液泛校核 液 體 通 過 降 液 管 的 流 動(dòng) 阻 力 ， hd=1.18*0.00000001*(Lh/lw/hb)2=0.m, 降 液 層 的 泡 沫

79、60;層 的 相 對(duì) 密 度  =0.5, 降 液 層 的 泡 沫 高 度 hd'=hd/ =0.(m), Ht+hw=0.51m>hd,合格。 液體在降液管中停留時(shí)間較核 平均停留時(shí)間Ad*Ht/Ls=7.s,（  不小于 35 s）,合格。 嚴(yán)重泄漏較核 泄漏點(diǎn)氣速 u0'=F0/(v0.5)&

80、#160;=3.，F(xiàn)0=5， 穩(wěn)定系數(shù)，k=u0/u0'=  2. >1.52，合格。  3.3.8 全塔優(yōu)化（如下圖） 曲線 1 是過量液沫夾帶線，根據(jù) F2=Vs*v/(l-v)0.5+1.36*Z*Ls/Ab/K/Cf   F2=0.8 得，方程 Vh=6588-14.289Lh， 曲線 2 是液相下限線，根據(jù) Lh=(0.002840.6667)*lw*(how1.5

81、)   how=6mm 得 Lh(m3/h)=2.， 曲線是嚴(yán)重漏液線，根據(jù) Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(v0.5)  F0=5 得 Vh(m3/h)= 1349.696194， 曲線 4 是液相上限線，根據(jù) Lh=Ad*Ht*3600     =5s 得 Lh(m3/h)= 37.26， 曲 線 &#

82、160;是 降 液 管 泛 線 ， 根 據(jù) hd<  (Ht+Hw)   ， 得Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh0.67-13.49*Lh2)0.5，曲線 5 必過的五點(diǎn)(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 作圖如下 Vmax(m3/h)= 4779，Vmin(m

83、3/h)= 1349 操作彈性Vmax/Vmin=,3.，大于，小于，合格143.3.9 塔高 規(guī)則塔體高 h=Np*Ht=13.5m,  開人孔處  (中間的兩處人孔)塔板間距增加為 0.6m,進(jìn)料處塔板間距增加為 0.6m, 塔兩端空間,上封頭留 1.5m  ，下封頭留 1.5m, 釜液停留時(shí)間為 20min ,  填充系數(shù)=0.7，所以體積流量 V(m3/h)=Lh*/l

84、/ =1. ， 所 以 釜 液 高 度  Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m 所以，最后的塔體高為 17.59m.3.3.10 熱量衡算 塔底熱量衡算 塔底苯蒸汽的摩爾潛熱 rv'苯(KJ/Kg)= 373， 塔底甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv'甲苯(KJ/Kg)=361； 所 以 塔 底

85、 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 rv'(KJ/Kg)= rv'   苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv' 甲 苯*yC7H8=361.1412849， 15所以再沸器的熱流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822， 因?yàn)榧訜嵴羝臐摕?#160;rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130)， 所以需要的加熱蒸汽的

86、質(zhì)量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.。 塔頂熱量衡算 塔頂上升苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 苯(KJ/Kg)=379.3 塔頂上升甲苯蒸汽的摩爾潛熱 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1 所 以 塔 頂 上 升 蒸 汽 的 摩 爾 潛 熱 rv(KJ/Kg)= rv 苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv 甲 苯*yC7H8=3

87、78.88； 所以冷凝器的熱流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463， 因?yàn)樗亩▔罕葻崛?#160;Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷卻水的進(jìn)口溫度 t1=25，冷卻水的出口溫度 t2=70， 所以需要的冷卻水的質(zhì)量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.。  .3.11 精餾塔接管尺寸 回流液接管尺寸 體積流量 Vr(m3/s)=L/=0.，管流速 ur(m/s)=0.3， 回流管直徑 d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur