塔底再沸器和塔顶冷凝器组成

1. 精馏塔中自上而下( C ) A、分为精馏段、提馏段和加料板三个部分； B、温度依次降低； C、易挥发组分浓度依次降低； D、蒸汽质量依次减少2. 其他条件不变的情况下，增大回流比能 ( C ) 。

A 、减少操作费用；B、增大设备费用；C、提高产品纯度；D、增大塔的生产能力3. 蒸馏操作的依据是组分间的( C )差异。

A、溶解度； B、沸点； C、挥发度； D、蒸汽压4. 精馏塔塔顶产品纯度下降，可能是 ___A____ 。

A、提馏段板数不足； B、精馏段板数不足； C、塔顶冷凝量过多； D、塔顶温度过低5. 操作中的精馏塔，若选用的回流比小于最小回流比，则 ( D ) 。

A 、不能操作； B 、x D 、x W 均增加； C 、x D 、x W 均不变； D、x D 减少， x W 增加6. 精馏塔的下列操作中先后顺序正确的是 ( B ) 。

A 、先通加热蒸汽再通冷凝水； B 、先全回流再调节回流比； C、先停再沸器再停进料；D、先停冷却水再停产品产出7. 精馏塔中由塔顶向下的第 n— 1 、n、n+1 层塔板，其气相组成关系为( C) 。

A、y n+1>y n>y n— 1； B 、y n+1= y n= y n— 1； C 、y n+1< y n< y n— 1； D、不确定8. 在一定操作压力下，塔釜、塔顶温度可以反映出( B) 。

A、生产能力； B、产品质量； C、操作条件； D、不确定9. 下列哪个选项不属于精馏设备的主要部分。

(D ) A 、精馏塔； B 、塔顶冷凝器； C、再沸器； D、馏出液贮槽10. 精馏塔塔底产品纯度下降，可能是 (A) 。

A 、提馏段板数不足； B 、精馏段板数不足； C、再沸器热量过多； D、塔釜温度升高1. 由上图完成填空精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流用泵等辅助设备 。

一、引言精馏是化工生产中常用的分离技术，精馏塔是精馏过程中的关键设备。

为了提高学生的实际操作能力和对精馏过程的理解，本次实训课程选择了精馏塔的操作实训。

通过本次实训，我们了解了精馏塔的结构、工作原理以及操作方法，并对精馏过程进行了实际操作。

二、精馏塔的结构及工作原理1. 精馏塔的结构精馏塔主要由塔体、塔板、塔顶冷凝器、塔底再沸器、塔顶回流罐、塔底采出罐等组成。

塔体是精馏塔的主体，用于容纳物料和塔板。

塔板是精馏塔中的关键部件，用于实现气液两相的逆流接触。

塔顶冷凝器用于将塔顶的蒸汽冷凝成液体，塔底再沸器用于加热塔底液体产生蒸汽。

塔顶回流罐用于储存塔顶的回流液，塔底采出罐用于储存塔底的采出液。

2. 精馏塔的工作原理精馏塔通过气液两相的逆流接触，实现物料的分离。

当混合物进入精馏塔后，在塔内上升的蒸汽和下降的液体在塔板上进行逆流接触，易挥发组分在塔板上不断富集，最终在塔顶得到几乎纯的易挥发组分；难挥发组分在塔底不断富集，最终在塔底得到几乎纯的难挥发组分。

三、精馏塔的操作实训1. 实训目的（1）熟悉精馏塔的结构和操作流程；（2）掌握精馏塔的启动、运行、停止等操作方法；（3）了解精馏过程中的关键参数，如温度、压力、液位等；（4）学会精馏过程的调整和优化。

2. 实训步骤（1）准备工作：检查精馏塔设备是否完好，确保各仪表、阀门、管道等正常运行。

（2）启动精馏塔：首先开启塔顶冷凝器、塔底再沸器，待系统稳定后，开启进料泵，向精馏塔进料。

（3）运行精馏塔：观察塔顶、塔底的压力、温度、液位等参数，根据实际情况调整操作。

（4）调整精馏过程：根据分离要求，调整进料量、回流比、塔板温差等参数，以达到最佳分离效果。

（5）停止精馏塔：关闭进料泵，降低塔顶、塔底的压力，停止塔顶冷凝器和塔底再沸器，完成精馏塔的停止操作。

3. 实训结果与分析通过本次实训，我们掌握了精馏塔的操作流程，了解了精馏过程中的关键参数，并学会了精馏过程的调整和优化。

第六章精馏习题一、填空1、在t-x-y图中的气液共存区内，气液两相温度，但气相组成液相组成，而两相的量可根据来确定。

2、当气液两相组成相同时，则气相露点温度液相泡点温度。

3、双组分溶液的相对挥发度α是溶液中的挥发度对的挥发度之比，若α=1表示。

物系的α值愈大，在x-y图中的平衡曲线愈对角线。

4、工业生产中在精馏塔内将过程和过程有机结合起来而实现操作的。

5、精馏塔的作用是。

6、在连续精馏塔内，加料板以上的塔段称为，其作用是；加料板以下的塔段（包括加料板）称为，其作用是。

7：离开理论板时，气液两相达到状态，即两相相等，互成平衡。

8：精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因有（1）和（2）。

9：精馏过程回流比R的定义式为；对于一定的分离任务来说，当R= 时，所需理论板数为最少，此种操作称为；而R= 时，所需理论板数为∞。

10：精馏塔有进料热状况，其中以进料q值最大，进料温度泡点温度。

11：某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则回流比等于，馏出液流量等于，操作线方程为。

12：在操作的精馏塔中，第一板及第二板气液两相组成分别为y1,x1及y2,x2；则它们的大小顺序为最大，第二，第三，而最小。

13：对于不同的进料热状况，x q、y q与x F的关系为（1）冷液进料：x q x F，y q x F；（2）饱和液体进料：x q x F，y q x F；（3）气液混合物进料：x q x F，y q x F f；（4）饱和蒸汽进料：x q x F，y q x F；（5）过热蒸汽进料：x q x F，y q x F；13.塔板上的异常操作现象包括、、。

14.随着气速的提高，塔板上可能出现四种不同的气液接触状态，其中和均是优良的塔板工作状态，从减少液膜夹带考虑，大多数塔都控制在下工作。

二、选择1：精馏操作时，增大回流比R，其他操作条件不变，则精馏段液气比VL （），馏出液组成x D( ),釜残液组成x W( ).A 增加B 不变C 不确定D减小2：精馏塔的设计中，若进料热状况由原来的饱和蒸气进料改为饱和液体进料，其他条件维持不变，则所需的理论塔板数N T（），提馏段下降液体流量L/（）。

68精馏是利用混合物中各组分挥发度不同，经气液两相充分传质传热从而达到分离的过程，通常在精馏塔中进行。

典型的精馏单元一般包含精馏塔，塔底再沸器、塔顶冷凝器回流罐及塔顶塔釜机泵。

精馏塔是石油化工行业，甚至可以说是化工领域中极其重要的设备之一，它直接关系到前期反应所需原料浓度提纯以及反应后所需成品的分离，可以说塔的操作稳定性对于生产稳定性及企业效益有着直接关系。

塔的操作稳定会有很多因素影响，下面根据自身所操作的塔来进行分析。

T-121塔为歧化反应的预分馏塔，其主要作用是分离原料C 4中的富烯C 4及贫烯C 4，富烯C 4为需要的原料成品。

进入歧化反应器生成异戊烯，其是生产TAME的主原料。

下面通过它来浅析影响精馏操作的主要因素。

1 操作压力的影响精馏过程中，维持精馏塔的操作压力恒定是精馏操作的基础。

压力升高，会使得各组分挥发度降低，造成塔釜液位增高，即塔釜轻组份超标，影响分离效果；反之，压力降低，会使得塔底重组份挥发，造成塔顶重组份超标，如压力下降过快，甚至会造成冲塔等严重后果。

由于T-121的主分离组分沸点差别不大（见表1），所以维持压力恒定是T-121操作的基础，其操作压力要求为0.62/0.64MPa。

 表1 各组分常压沸点（℃）名称异丁烷正丁烷正丁烯异丁烯反丁烯顺丁烯沸点-11.73-0.5-6.47-6.90.883.72 回流比的影响回流比对于塔经济及操作负荷影响巨大，回流比越大，在保证塔平衡稳定下塔顶纯度越高，但相应的增加了塔负荷，增加了经济成本。

初开工阶段由于塔平衡未建立及塔顶组份纯度不足，通常情况下会加大回流比以达到塔顶组分合格。

并且根据需要，一般若要求塔底组份合格会相应的降低回流比；若所需为塔顶产品则会相应的增大回流比。

例如T-121，所需富烯C 4为塔底产品，其所需回流比就低，以防止塔底携带轻组份。

3 进料量的影响进料量的变化对于塔操作的稳定性有很大的影响，在精馏操作中，进料量恒定也是精馏操作的基础之一，一般要求非增减负荷原因不允许随意调整进料量。

一、实验目的1. 了解化工仿真实验的基本原理和方法。

2. 掌握化工过程仿真软件的使用技巧。

3. 通过仿真实验，分析化工过程中的各种参数对生产过程的影响。

4. 培养学生的实际操作能力和分析解决问题的能力。

二、实验内容本次实验选用化工过程仿真软件ASPEN Plus，对某化工生产过程中的精馏塔进行仿真实验。

1. 实验背景某化工企业生产某种化工产品，需要通过精馏塔将原料液分离成两个组分。

该精馏塔由塔体、塔顶冷凝器、塔底再沸器、塔顶冷凝器等组成。

实验要求在ASPEN Plus软件中建立该精馏塔的仿真模型，并对其进行仿真实验。

2. 实验步骤（1）打开ASPEN Plus软件，创建一个新的项目。

（2）选择“Flowsheet”模块，建立精馏塔的物料平衡。

（3）选择“Property Package”模块，设置物性参数。

（4）选择“Simulation”模块，设置初始条件、操作条件等。

（5）选择“Results”模块，观察仿真结果。

（6）分析仿真结果，得出结论。

三、实验结果与分析1. 建立精馏塔的仿真模型在ASPEN Plus软件中，成功建立了精馏塔的仿真模型。

该模型包括塔体、塔顶冷凝器、塔底再沸器等主要设备，以及进料、出料、回流等物料流。

2. 设置物性参数根据实验要求，设置了精馏塔中各组分的物性参数，如沸点、密度、粘度等。

3. 设置初始条件在仿真实验中，设置了初始条件，包括进料流量、进料组成、回流比等。

4. 设置操作条件根据实验要求，设置了操作条件，如塔顶温度、塔底温度、塔顶压力等。

5. 观察仿真结果通过仿真实验，得到了以下结果：（1）塔顶温度随时间的变化情况：在全回流条件下，塔顶温度逐渐稳定，并保持在一个较低的温度。

（2）塔底温度随时间的变化情况：在全回流条件下，塔底温度逐渐稳定，并保持在一个较高的温度。

（3）塔顶组成随时间的变化情况：在全回流条件下，塔顶组成逐渐稳定，并达到一定的分离效果。

（4）塔底组成随时间的变化情况：在全回流条件下，塔底组成逐渐稳定，并达到一定的分离效果。

化⼯原理习题第三部分蒸馏答案（1）第三部分蒸馏⼀、填空题1、蒸馏是⽤来分离均相液体混合物的单元操作。

2、含⼄醇12%（质量百分数）的⽔溶液，其⼄醇的摩尔分率为5.07%。

3、蒸馏操作是借助于液体混合物中各组分挥发度的差异⽽达到分离的⽬的。

4、进料板将精馏塔分为精馏段和提馏段。

5、理想溶液的⽓液相平衡关系遵循拉乌尔定律。

6、当⼀定组成的液体混合物在恒这⼀总压下，加热到某⼀温度，液体出现第⼀个⽓泡，此温度称为该液体在指定总压下的泡点温度，简称泡点。

7、在⼀定总压下准却⽓体混合物，当冷却到某⼀温度，产⽣第⼀个液滴，则此温度称为混合物在指定总压下的露点温度，简称露点。

8、理想溶液中各组分的挥发度等于其饱和蒸⽓压。

9、相对挥发度的⼤⼩反映了溶液⽤蒸馏分离的难易程度。

10、在精馏操作中，回流⽐的操作上限是全回流。

11、在精馏操作中，回流⽐的操作下限是最⼩回流⽐。

12、表⽰进料热状况对理论板数的影响的物理量为进料热状况参数。

13、q值越⼤，达到分离要求所需的理论板数越少。

14、精馏塔中温度由下⽽上沿塔⾼的变化趋势为逐渐降低。

15、当分离要求⼀定，回流⽐⼀定时，在五种进料状况中，冷液进料的q值最⼤，此时，提馏段操作线与平衡线之间的距离最远，分离所需的总理论板数最少。

16、精馏过程是利⽤部分冷凝和部分汽化的原理⽽进⾏的。

精馏设计中，回流⽐越⼤，所需理论板越少，操作能耗增加，随着回流⽐的逐渐增⼤，操作费和设备费的总和将呈现先降后升的变化过程。

17、精馏设计中，当回流⽐增⼤时所需理论板数减⼩（增⼤、减⼩），同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增⼤（增⼤、减⼩），塔顶冷凝器中冷却介质消耗量减⼩（增⼤、减⼩），所需塔径增⼤（增⼤、减⼩）。

18、分离任务要求⼀定，当回流⽐⼀定时，在5种进料状况中,冷液体进料的q 值最⼤，提馏段操作线与平衡线之间的距离最远,分离所需的总理论板数最少。

19、相对挥发度α=1，表⽰不能⽤普通精馏分离分离，但能⽤萃取精馏或恒沸精馏分离。

板式塔中的浮阀塔课程说明前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。

前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。

将单级分离加以组合变成多级分离。

若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。

同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。

因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。

不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。

总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。

实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。

1流程的选择乙醇——水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

2工艺计算2.1物料衡算：查文献1可知：M 乙醇=46 g/mol ；M 水=18 g/molF F F F /0.27/460.13/(1)/0.27/46(10.27)/18W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水D D D D /0.93/460.84/1)/0.93/46(10.93)/18W M x W MW M ===+-+-乙醇水乙醇（W W W /0.005/460.002/1)/0.005/46(10.005)/18W W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水（混合液分子量：F F 46(1)180.13460.871821.64g/mol M x x =⨯+-⨯=⨯+⨯=混36600010==10166.36kmol/21.64300F ⨯⨯天F D W10166.361552.86kmol/0.1310166.360.840.0028613.5kmol/F W D D W D Fx Dx Wx D W W =+=+=⎧⎧⎧⇒⇒⎨⎨⎨=+⨯=+=⎩⎩⎩天天 由于R=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：1 2.710.8411 2.71 2.710.730.227D R y x x y x R R y x =+⇒=+⨯++++⇒=+ 进料热状况：查文献1得乙醇与水的有关物性为：汽化热：m r r M =⨯混加料液的平均汽化热：m 1930.951836.751930.95(2724.99)]21.641892.0721.6440944.39kJ/kmol29.8624.99r -=[+-⨯⨯=⨯=-由文献5查出组成F 0.13x =的乙醇-水溶液泡点为85°C ，平均温度854062.52t -+==℃ 查文献1得：()p 4.45 4.294.452724.61 4.41kJ/(kg K)33.3024.61C -=-⨯-=-P m m 4.41(8540)21.6440944.391.1040944.39C t r q r ∆+⨯-⨯+=== ∴1.10111 1.101q q ==-- ∴q 线方程为：F11111 1.3q y x x q q y x =---⇒=-提留段操作线方程为： 2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天W4192.72 1.1010116.368613.50.0024192.72 1.1010116.368613.54192.72 1.1010116.368613.52.280.003L qF Wy x x L qF W L qF Wy x y x +=-+-+-+⨯⇒=-⨯+⨯-+⨯-⇒=-2.2塔板数确定由图解法求得T 18N =（包括再沸器），第16块为进料板位置图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y 图塔顶温度由D 0.84x =查文献7得 D 78.2t =℃ 塔底温度由W 0.002x =查文献7得W 99.3t =℃'78.299.388.72t +==℃ 查文献5得0.32mPa sμ=水 查文献3得0.38mPa sμ=乙醇查文献7得A 0.0641x = B 0.9359x =根据公式Lm i i x μμ=∑ 得Lm 0.320.93590.410.06410.3258mPa s μ=⨯+⨯= 因为塔顶采用全凝器，所以1D 0.84y x == 查文献7可知120.8280.730.8280.2270.8314x y =⇒=⨯+=所以A B1A B1.094y x x y α== 同理得：表 2.1每层塔板上的相对挥发度123.229NNNαααα+++==∑由奥康奈尔关联式：T L 0.2450.2450.49()0.49(3.2290.3258)48%E αμ--==⨯⨯= 求解实际塔板数T T 1181360.48N N E --==≈精馏段塔板数D 16330.48N == 提馏段塔板数W 36333N =-=2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天(1)(2.71)1552.865745.58kmol/V R D =+=+⨯=天'4192.72 1.1010166.3615320.72kmol/L L qF =+=+⨯=天 '(1)5745.58(1.101)10166.366762.22kmol/V V q F =+-=+-⨯=天（1）操作压力：塔顶操作压力：D 101.33kPa P = 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=进料板压力：F 101.330.734125.13kPa P =+⨯=塔底操作压力：W 101.330.736126.53kPa P =+⨯=精馏段平均压力：D F 101.33125.13113.23kPa 22P P P ++=== 提馏段平均压力：F W '125.13126.53125.83kPa 22P P P ++===（2）操作温度： 塔顶采用全凝器塔 顶 温度：由 D 0.84x = ，查得：D 78.3t =℃ 进料板温度：由 F-10.35x = ，查得：F-181.2t =℃由F 0.13x = ，查得：F 85.1t =℃塔 底 温度：由 W 0.002x = ，查得：W 99.3t =℃ 精馏段平均温度：D F-178.381.279.722t t t ++===℃ 提馏段平均温度：F D'85.399.392.322t t t ++===℃（3）平均摩尔质量的计算：塔 顶：1D 0.84y x ==查文献7得10.83x =VDm 0.8446(10.84)1841.52kg/kmol M =⨯+-⨯=LDm 0.8346(10.83)1841.24kg/kmol M =⨯+-⨯= 进料板上一块：F-10.35x =查得F-10.6y =VF-1m 0.646(10.6)1834.8kg/kmol M =⨯+-⨯=LF-1m 0.3546(10.35)1827.8kg/kmol M =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量：VDm VF-1mvm 41.5234.838.16kg/kmol 22M M M ++=== LDm LF-1mLm 41.2427.834.52kg/kmol 22M M M ++=== 提馏段：F 0.13x =查得F 0.6y =VFm'0.4146(10.41)1829.48kg/kmol M =⨯+-⨯='LFm 0.1346(10.13)1821.64kg/kmol M =⨯+-⨯=塔底：W 0.002x =查得W 0.0248y =Vwm '0.024846(10.0248)1818.69kg/kmol M =⨯+-⨯=Lwm 0.00246(10.002)1818.06kg/kmol M =⨯+-⨯=提馏段平均摩尔质量：VWmVFm '''Vm 29.4818.6924.09kg/kmol 22M M M ++===LFm Lwm'''Lm21.6418.0619.85kg/kmol 22M M M ++===（4）平均密度的计算： ①汽相平均密度计算：由理想气体方程得：Vm PMRT ρ=精馏段气相平均密度：VmVm 3113.2338.161.473kg/m 8.314(273.1579.73)P M RTρ⨯⨯===⨯+提馏段汽相平均密度：'Vm''3Vm125.8324.090.998kg/m 8.314(273.1592.26)P M Rt ρ⨯⨯'===⨯+② 液相平均密度计算：i Lmi1αρρ=∑塔顶：由D 78.25t =℃查文献5得3972.85kg/m ρ=水查文献3得3763.2kg/m ρ=乙醇∴LDm 311774.89kg/m 0.930.07763.2972.85ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板上一块：F-181.2t =℃查得3758.1kg/m ρ=乙醇，3971.02kg/m ρ=水, ∴LF-1m 311884.11kg/m 0.351-0.35758.1971.02ρααρρ===++水乙醇乙醇水精馏段液相平均密度：3774.89884.11829.5kg/m 2Lm ρ+==塔底由W 99.3t =℃查得3745.6kg/m ρ=乙醇，3958.9kg/m ρ=水，∴Lwm '311957.53kg/m 0.0051-0.005745.6958.9ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板由F 85.1t =℃查3755.4kg/m ρ=乙醇，3968.5kg/m ρ=水∴LFm '311899.95kg/m 0.271-0.27755.4968.5ρααρρ===++水乙醇乙醇水提馏段液相平均密度：'3Lm 957.53899.95928.74kg/m 2ρ+==② 液相平均表面张力12Lm 121221121x x x x σσσσσσσ==++由D 78.3t =℃查文献3得17.3mN/mσ=乙醇查文献562.9mN/mσ=水DmL 119.57mN/m0.841-0.8417.362.9σ==+进料板上一块板F-181.2t =℃查得62.37mN/mσ=水，17.2mN/mσ=乙醇F-1mL132.5mN/m 0.351-0.3517.262.37σ==+∴精馏段液相平均表面张力：m L 19.5732.526.04mN/m 2σ+==由W 99.3t =℃查得58.94mN/m σ=水，15.5mN/m σ=乙醇WmL 158.61mN/m 0.0021-0.00215.558.94σ==+由F 85.1t =℃查得61.64mN/m σ=水，16.7mN/m σ=乙醇Fm L 145.66mN/m 0.131-0.1316.761.64σ==+ ∴提馏段液相平均表面张力：Lm '58.6145.6652.14mN/m 2σ+== 2.4塔径的计算（1）精馏段 气相体积流量3Vm s Vm5745.5838.1624 1.72m /s 36003600 1.473VM V ρ⨯===⨯ 液相体积流量33Lm s Lm 4192.7234.5224 2.0210m /s 36003600829.5LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T 0.45m H =，板上液层高度 L 0.05m h =11322s Lm s Vm 2.0210829.50.02791.72 1.473L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L 0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得200.081C =0.20.2Lm 2026.040.0810.08542020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0854 2.02m/s u === 取安全系数为0.8，则max 0.80.8 2.02 1.62m/s u u ==⨯=∴精馏段塔径 1.16m D == 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0221.72 1.52m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max 1.520.752.02u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 （2）提馏段 气相体积流量Vm s Vm '''3'6762.2224.0924 1.889m /s 360036000.998V M V ρ⨯===⨯液相体积流量Lm s Lm '''33'15320.7219.8524 3.7910m /s 36003600928.74LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T '0.45m H =，板上液层高度L '0.05m h =s Lm s Vm 11''232'' 3.7910928.740.0611.889 1.889L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L ''0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得20'0.075C =Lm 200.2'0.2''52.140.0750.0912020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max '0.091 2.77m/s u C === 取安全系数为0.7，则max ''0.70.7 2.77 1.94m/s u u ==⨯=∴提馏段塔径' 1.11m D === 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0'''221.889 1.67m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max '' 1.670.602.77u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 查文献5塔高的计算：T T T 18110.4516.43m 0.48N Z H E ⎛⎫⎛⎫=-=-⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭2.5热量衡算及冷凝器选择塔顶：由1D 0.84y x ==所以其质量分数为0.93查文献1可知：()0.844610.841841.52g/mol M =⨯+-⨯=VD 1213.441.5250380.37kJ/kmol H =⨯=由D 0.84x =，得D 0.85y =()'0.854610.851841.8g/mol M =⨯+-⨯=LD 265.4241.811094.56kJ/kmol H =⨯=∴塔顶冷凝器：()()()6c VD LD 1552.861 3.750380.3711094.569.410kJ/h 24Q R D H H =+-=⨯⨯-=⨯ 设=20t 进℃，=30t 出℃，则水的平均温度m =25t ℃查得20℃时3998.2kg/m ρ=水()P 4.183kJ/kg K C =()()65c c P 9.410 2.2510kg/h 4.1833020Q W C t t ⨯===⨯-⨯-出进 又D 78.25t =℃()()m 78.252078.253053.0978.2520ln 78.2530t ---∆==--℃K 预设为500W/（m 2•℃）则62c m 9.41098.37m 50053.09Q A K t ⨯===∆⨯ 查文献5可知：选取列管换热器公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245管长：6m碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：113.5m 2639.41010433.33600113.553.09⨯⨯==⨯⨯管子正三角形排列 符合350~1160之间 2.6塔底再沸器W 0.002x =查得W 0.0249y =，W 99.3t =℃()'W 0.02494610.02491818.697g/mol M =⨯+-⨯=()W 0.0024610.0021818.056g/mol M =⨯+-⨯=VD '2666.618.05648132.13kJ/kmol Z =⨯=LD '446.5418.6978348.96kJ/kmol Z =⨯=∴()()'''b VM LM 6762.221.05 1.0548148.138348.963270.69kJ/s 243600Q V Z Z =-=⨯⨯-=⨯ 选用绝压200kPa P =的蒸汽，其沸点为120.2℃，气化潜热为2205 kJ/kg ∴加热蒸汽消耗量b h 3270.69 1.48kg/s 2205Q W r === m W 120.299.2720.93t T t ∆=-=-=℃K 预设为3000 W/（m 2•℃）则32b 0m 3270.691052.09m 300020.93Q A K t ⨯===∆⨯ 公称压强：2.5×103kPa公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245中心排管数：17碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：55.8m 2()323270.69102800.5W/m 55.820.93K ⨯==⨯实℃符合要求3流体力学验算与负荷性能图3.1溢流装置由文献5可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m以下的塔中。

空分塔冷凝蒸发器原理
空分塔冷凝蒸发器是一种常用于化工生产中的设备，其原理是利用物料的汽化和冷凝的特性，实现物料的分离和纯化。

空分塔冷凝蒸发器工作原理如下：
1. 空分塔冷凝蒸发器通常由分离洗涤塔、冷凝器、再沸器和精馏塔等组成。

物料从精馏塔中进入塔底，并通过再沸器加热至所需温度后进入分离洗涤塔。

2. 在分离洗涤塔中，物料经过塔板层间约束，同时与气体逆流相接触。

在接触过程中，要分离的组分在物料中汽化，而较重组分保持液态。

3. 然后，气体流向冷凝器，在冷凝器中冷却并被冷凝为液体。

这些液体以塔顶回流到分离洗涤塔，起到洗涤移除较轻组分的作用。

4. 需要的纯化产物则从分离洗涤塔中的侧出口流出。

5. 经过多个塔板的分离洗涤过程后，物料中所需的组分逐渐富集，纯度逐渐提高。

6. 最终，纯化的产物从精馏塔中的塔顶获取，其他残余组分从塔底排除。

通过以上的反复分离和纯化过程，空分塔冷凝蒸发器能够将原料中的不同组分分离开来，得到所需要的纯化产物。

这种设备广泛应用于化工、石油、石化等领域，例如用于空分设备中的气体分离、溶剂回收等工艺中。