16、连续精馏塔中分离CS2和 CCl4混合液.处理量4000kg/h,原料液含CS230%,沸点进料.馏出液含CS29
16、连续精馏塔中分离CS2和 CCl4混合液.处理量4000kg/h,原料液含CS230%,沸点进料.馏出液含CS295%,釜液含CS25%（以上均为摩尔分率）,塔顶采用全凝器,液体泡点回流,操作回流比为做小回流比的1.5倍,操作压强为1atm,全塔平均温度为60℃,空塔气速为0.8m/s,板间距为0.4m,全塔平均效率为50%.试求：（1）实际塔板数,（2） 塔径及塔的有效高度.（3）确定产量,全凝器及冷却水的用量,管径,流速及再沸器类型（化工原理例题分析与练习P121 7-12）
（N实际=24 （不含釜）,D=600mm,H=9.6m ）
那里确实是泡点进料，这里还有一些数据，
液相 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1
气相 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3125 0.4950 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1
挥发度题目确实没有，急
（N实际=24 （不含釜）,D=600mm,H=9.6m ）
那里确实是泡点进料，这里还有一些数据，
液相 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1
气相 0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3125 0.4950 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1
挥发度题目确实没有，急
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题目有问题,没给相对挥发度α,这样会没办法求出平衡关系式,以及最小回流比的数值. 这题倒是不难,把阿尔法给我就能给你做出来.
还有,题目中的“沸点进料”有问题吧?应该是泡点进料~
最后,全凝器和再沸器的选型需要参考化学工艺手册,除了这个问题,其它的都能解决掉.
1、实际塔板数：
（度娘不让用公式编辑器,我就主要用文字叙述了）
先求进料的摩尔流量Qn,f
CS2的M=76.14；CCl4的M=153.82；且进料摩尔分数Xf=0.3
所以有：Qn,f=4000/(76.14*0.3+153.82*0.7)=30.65 kmol/h
然后根据平衡数据作图,根据进料热状况参数q=1（因为是泡点进料）,所以q线方程为:x=0.3=Xq,一条垂直于x轴的直线,交平衡线于一点,找出该点的纵坐标,亦即Yq,带入Rmin的计算式中可得：
Rmin=(Xd-Yq)/(Yq-Xq)=1.653,此即最小回流比.
操作回流比R=1.5*Rmin=2.4796
那么可得精馏段操作线方程：y=[R/(R+1)]*X+Xd/(R+1),其中Xd即塔顶馏出液摩尔分数为0.95,y=0.7126 X+0.273
把精馏段操作线也画到图上,其与q线方程有一个交点；然后在对角线上找到Xw=0.05处,这里也确定一个点,把两个点连起来就是提馏段操作线,然后按照规矩画阶梯就行了.
最后的结果是11块理论板可完成任务,但是操作弹性非常小.为了改善这个问题,再增加一块理论板.
那么总理论板数NT=12-1=11（多出来的一块是塔底再沸器）
那么根据全塔效率,实际板数=22块（不含塔釜）
该问中的图已经附上.
（2）塔径与塔高
塔高很简单,直接用HT=0.4与N=22相乘即可,有效高度=22*0.4=8.8m
塔径有点麻烦,首先需要计算塔内上升蒸汽体积流量Qv,v
根据全塔物料衡算式可得：Qn,d/Qn,f=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)=0.2778 （馏出液采出率,它是物料衡算的一个推导结果）
解得Qn,d=8.514 kmol/h
又Qn,f=Qn,d+Qn,w,那么Qn,w=30.65-8.514=22.136 kmol/h
又根据回流比定义式：R=Qn,L/Qn,d=2.4796
解得Qn,l=21.111 kmol/h
那么再根据提馏段物料衡算式：Qn,v=Qn,l+Qn,w
得：Qn,v=21.111+8.514=29.625 kmol/h
视塔内上升蒸汽为理想气体混合物,
应用理想气体方程后,得Qv,v=(22.4/3600)*(T/T0)*(P0/P)*Qn,v=(22.4/3600)*(273.15+60/273.15)*(101.325/101.325)*Qn,v
（T=T0+60；P0=P=1atm,这是题设条件）
Qv,v=0.2248 m^3/s
代入塔径计算式：D=(4*Qv,v/π*u)^0.5=0.5982m, 其中u=0.8（空塔气速）
圆整后,D=600 mm
（3）产量的确定
产量上面已经给出了：塔顶馏出液流量Qn,d=8.514 kmol/h；塔釜残液流量Qn,w=22.136 kmol/h
塔底再沸器与塔顶全凝器默认使用固定管板式列管换热器,计算全塔热负荷之后,代入牛顿冷却定律：Q=KSTm中计算即可,比较简单,这里就不再赘述了.得到计算换热面积之后需要打一个安全系数,取1.1即可,然后根据此实际换热面积,查找化学工艺手册,机械部关于固定管板式换热器有设计标准,管径,管数,壳径上面都能找到.
还有,题目中的“沸点进料”有问题吧?应该是泡点进料~
最后,全凝器和再沸器的选型需要参考化学工艺手册,除了这个问题,其它的都能解决掉.
1、实际塔板数：
（度娘不让用公式编辑器,我就主要用文字叙述了）
先求进料的摩尔流量Qn,f
CS2的M=76.14；CCl4的M=153.82；且进料摩尔分数Xf=0.3
所以有：Qn,f=4000/(76.14*0.3+153.82*0.7)=30.65 kmol/h
然后根据平衡数据作图,根据进料热状况参数q=1（因为是泡点进料）,所以q线方程为:x=0.3=Xq,一条垂直于x轴的直线,交平衡线于一点,找出该点的纵坐标,亦即Yq,带入Rmin的计算式中可得：
Rmin=(Xd-Yq)/(Yq-Xq)=1.653,此即最小回流比.
操作回流比R=1.5*Rmin=2.4796
那么可得精馏段操作线方程：y=[R/(R+1)]*X+Xd/(R+1),其中Xd即塔顶馏出液摩尔分数为0.95,y=0.7126 X+0.273
把精馏段操作线也画到图上,其与q线方程有一个交点；然后在对角线上找到Xw=0.05处,这里也确定一个点,把两个点连起来就是提馏段操作线,然后按照规矩画阶梯就行了.
最后的结果是11块理论板可完成任务,但是操作弹性非常小.为了改善这个问题,再增加一块理论板.
那么总理论板数NT=12-1=11（多出来的一块是塔底再沸器）
那么根据全塔效率,实际板数=22块（不含塔釜）
该问中的图已经附上.
（2）塔径与塔高
塔高很简单,直接用HT=0.4与N=22相乘即可,有效高度=22*0.4=8.8m
塔径有点麻烦,首先需要计算塔内上升蒸汽体积流量Qv,v
根据全塔物料衡算式可得：Qn,d/Qn,f=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)=0.2778 （馏出液采出率,它是物料衡算的一个推导结果）
解得Qn,d=8.514 kmol/h
又Qn,f=Qn,d+Qn,w,那么Qn,w=30.65-8.514=22.136 kmol/h
又根据回流比定义式：R=Qn,L/Qn,d=2.4796
解得Qn,l=21.111 kmol/h
那么再根据提馏段物料衡算式：Qn,v=Qn,l+Qn,w
得：Qn,v=21.111+8.514=29.625 kmol/h
视塔内上升蒸汽为理想气体混合物,
应用理想气体方程后,得Qv,v=(22.4/3600)*(T/T0)*(P0/P)*Qn,v=(22.4/3600)*(273.15+60/273.15)*(101.325/101.325)*Qn,v
（T=T0+60；P0=P=1atm,这是题设条件）
Qv,v=0.2248 m^3/s
代入塔径计算式：D=(4*Qv,v/π*u)^0.5=0.5982m, 其中u=0.8（空塔气速）
圆整后,D=600 mm
（3）产量的确定
产量上面已经给出了：塔顶馏出液流量Qn,d=8.514 kmol/h；塔釜残液流量Qn,w=22.136 kmol/h
塔底再沸器与塔顶全凝器默认使用固定管板式列管换热器,计算全塔热负荷之后,代入牛顿冷却定律：Q=KSTm中计算即可,比较简单,这里就不再赘述了.得到计算换热面积之后需要打一个安全系数,取1.1即可,然后根据此实际换热面积,查找化学工艺手册,机械部关于固定管板式换热器有设计标准,管径,管数,壳径上面都能找到.
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