傻大方摘要：【化工|化工原理课程设计7( 二 )|原理|课程设计】7、4618 (3)馏出液组成 XD=0.8387 式(2.5) 92 46 928 4618 (4)馏出液平均摩尔质量 MD=xDMA+(1-xD)MB=0.8246+(1-0.82)18=41.48kg/kmol 式(2.6) - 4 - (5)馏出液流量 D= =78.81kmol/h 式(2.7)...

7、4618 (3)馏出液组成 XD=0.8387 式(2.5) 92 46 928 4618 (4)馏出液平均摩尔质量 MD=xDMA+(1-xD)MB=0.8246+(1-0.82)18=41.48kg/kmol 式(2.6) - 4 - (5)馏出液流量 D= =78.81kmol/h 式(2.7) 7 3 10 300 24 40.96 (6)总物料衡算 F=D+W FxF=DxD+Wxw F=501.2kmol/h W=421.4kmol/h 2.22.2 理论板数的确定理论板数的确定 所谓理论板就是离开某块塔板的气液两相互成平衡,且塔板上的液相组成也 是均匀的 。
精馏塔的理论板数可通过 。

8、“图解法”求得 1、确定最小回流比 Rmin 在 XY 图上由（xD ， xD）一点向平衡线作切线 ， 与纵轴相交于点 b （见 P7图 21） 由图 ， 得：，=1.502 式(2.8)3352. 0 1 min R xD min R 2、选择适当回流比 R 根据公式： 得 式(2.9) x x y ) 1(1 xyy xyx 由 XW和 XD查化工原理课程设计指导书附录二 ， 并用内插法 求得： D=1.082 W=12.07 式(2.10) 1 2 1.082 12.073.614 m 根据设计经验 ， 一般物系的适宜回流比取为 R=(1.12.0) min R 由芬斯克方程式： 式(2.11) min 。

9、 1 lg()() 1 1 lg WD DW m xx xx N 式中： 全回流时最少理论板层数（不包括再沸器） min N - 5 - 全塔平均相对挥发度 ， 当变化不大时 ， 可取塔顶和 m D 塔底的平均值 W =3.710 min 1 lg()() 1 1 lg WD DW m xx xx N a 在 2中取若干个值得下列值 min R min R R min 1 RR R min 2 NN N N 1.652 0.05656 0.58 11.62 1.802 0.1071 0.51 9.673 1.953 0.1527 0.49 9.216 2.103 0.1937 0.45 8.400 2 。

10、.253 0.2309 0.42 7.862 2.403 0.2648 0.41 7.695 2.553 0.2958 0.39 7.377 2.704 0.32450.356.800 2.8540.35080.346.667 3.0040.37510.336.537 由以上数据绘制 NR 图 2-2 ， 由图可知采用 R=2.103 较合理 。
- 6 - 3、精馏段操作线方程 由 得： 式(2.12) 1 1 11 nnD R yxx RR 1 0.67770.2703 nn yx 4、提馏段操作线方程 由 式(2.13) W x WqFL W x WqFL qFL y 且知： L=RD =L+ 。

11、qF L 故 ， 提馏段操作线方程为： 1 2.7020.02035 mm yx 5、理论塔板数确定 NT（图解法） 图解理论板的方法与步骤简述如下： 设塔釜采用间接蒸汽加热 ， 塔项用全凝器（） ， 泡点进料 。
1D xy 首先在图上作平衡线和对角线 。
1 yx 作精馏段操作线 自点至点 b(精馏段操作线在 y 轴上的截距) 2 , DD a xx 作连线 ab 或自点 a 作斜线为的直线 ab,即为精馏段操作线 。
1 R R 进料线（q 线）自点 e()作斜率为 的 ef 曲线（即为 q 线） 。
3 ,FF x x 1 q q q 线 ef 与精馏段操作线 ab 的交点 d ， 就是精馏塔两操作线的交点 。
。

12、 作提留段操作线 连接点 d 与点 线即为提馏段操作线 ， 也可 , WW c xx 自点 C 开始做斜率为(L+qF)/(L+qF-W)的线段即为提馏段操作线 ， 此线与 ab 线 交点即为 d 点 。
图解理论版层数 自点 开始 ， 在精馏段操作线 ab 与平衡线之 , DD a xx 间绘直角梯级 ， 梯级跨过两操作线交点 d 时 ， 改在提馏段操作线 dc 与平衡线之 - 7 - 间绘直角梯级 ， 直到梯级的垂直达到或超过点 为止 ， 每一个梯级代, WW c xx 表一层理论板 ， 跨过交点 d 的梯级为进料板 。
故由图 2-1 知 ， 共需 18 层理论板(不包括再沸器) ， 第 17 层为进料板 。
- 8 - 6、实际塔 。

13、板数的确定 根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 塔顶： 。
27.78,8387 . 0 DD tx 塔底:。
63.96,01196. 0 WW tx 塔顶和塔底的算术平均温度： 式(2.14) 78.2796.63 87.45 22 w D m tt tC 在 87.45下 ， 查化工原理（天大出版）上册P331 水的物理性质表 P341 液体黏度表 ， 得 2 msmN37 . 0 乙醇 2 sN3267 . 0 mm 水 根据公式： 式(2.15) iiL x 得： 2 3329 . 0 1msmNxx FFL 水乙醇 根据公式： 式(2.16) 245 . 0 )(49 . 0 LmT E。

14、得：0.4683 T E 7、实际板数 根据公式： 式(2.17) TTP ENN 实际板数： 39 P N - 9 - 2.32.3 塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔和塔板主要工艺尺寸的设计 2.3.12.3.1 设计中所用参数的确定设计中所用参数的确定 (1)定性温度的确定 由查化工原理课程设计指导书附录二 ， 0.1436 F x 得： tF=84.7 精馏段平均温度 式(2.18)81.485 2 DF m tt t 精 提馏段平均温度 式(2.19)90.67 2 WF m tt t 提 2.3.22.3.2 精馏段参数的确定精馏段参数的确定 (1)平均组成 由 ， 参考化工原理课程设计指导书附 。

【化工|化工原理课程设计7】15、录81.485 m tC 精 二 ， 气液平衡相图可确定精馏段的平均气液相组成0.3160,0.5815xy (2)精馏段气相体积流率及密度的确定 精馏段 式(2.20) 0 0 (1)22.4 / m RDT VsPp T 精 =2.268Vs 3 /ms 平均相对分子质量为： g/mol46 0.5815 18 (1 0.5815)34.28 m M 精馏段气相平均密度 式(2.21) 3 1.178/ mVm Vm PM Kg m RT 精精 精 (3)精馏段液相体积流率及密度的确定 式(2.22) Lm Lm LM Ls 精 精 平均相对分子质量为： g/mol26.85 m M - 10 。

16、 - 由 X=0.3160 查化工原理课程设计指导书附录二 ， 乙醇水物系气液平 衡数据 ， 的 33 0.5415,789/,970.8/ AAB akg mkg m . 式(2.24) 3 11 873.4/ AA L LAB aa kg m L=0.001764 Lm Lm LM Ls 精 精 3 /ms (4)精馏段液体表面张力的确定 查化工原理上册液体表面张力共线图和水的物理性质的： 、17.2/amN m 乙醇 62.32/amN m 水 物质的表面张力： m 37.96/amN m 2.3.32.3.3 提馏段其相应体积流率及密度提馏段其相应体积流率及密度 （1）平均组成 由 查乙醇水物 。

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标题：化工|化工原理课程设计7( 二 )