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1、化工原理课程设计 第一节 设计方案简介 一：设计方案的论证1蒸馏-是分离液体混合物的典型单元操作。它是通过加热造成气.液两相物系，利用物系中各组分挥发度的不同的特性以实现分离的目的。2蒸馏分离特点:第七节 一般蒸馏过程流程简单;第八节 蒸馏分离应用范围广泛，历史悠久;第九节 能耗的大小是决定是否能分离的关键.3蒸馏过程的分类： 按操作过程分为间歇蒸馏和连续蒸馏; 按蒸馏方式分为简单蒸馏，平衡蒸馏，特殊精馏； 按操作压强分为常压、减压和加压蒸馏； 按待分离混合物中组分数目分为两组分精馏和多组分精馏。4板式塔类型 按照塔内气液流动方式，可分为错流和逆流塔板两类。板式塔是逐级接触而填料塔是微分接触。
2、5回流方式 采取泡点回流。 第二节 基础数据一 安托因方程ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93二 常压沸点苯：80.1 乙苯：136.1 三 分子量 M=106g/mol四 密度苯：=879Kg/m 乙苯：=867 Kg/m五 汽化热苯：I=393.9KJ/Kg 乙苯： =195kj/kg六 表面张力 苯：28.610(N/m) 乙苯： 26.810(N/m)第三节 工艺计算一平衡关系 根据安托因方程：例：当 时代入：lgP=6.023 lgP=6.079解得：P=136.32KPa P=24.27KPa=y=苯与乙苯的平衡数据如下：T()()(
3、)80.1101.4816.851.001.006.0282107.5618.110.930.995.9484114.2519.510.860.975.8686121.2721.010.800.965.7788128.6322.590.740.945.6990136.3224.270.690.935.6292144.3726.060.640.915.5494152.7827.950.590.895.4796161.5629.940.540.865.4098170.7332.060.500.845.33100180.2934.290.460.825.26102190.2736.640.420.7
4、95.19104200.4439.130.390.765.13106211.4841.750.350.735.07108222.7444.500.320.705.01110234.4547.410.290.674.95112246.6350.460.260.634.89114259.2853.670.230.594.83116272.4257.040.210.554.78118286.0660.570.180.514.72120300.2064.280.160.474.67122314.8768.170.130.424.621243300872.240.110.374.57126345.827
5、6.510.090.314.52128362.1380.970.070.264.45130379.0185.630.050.204.43132396.4690.510.040.144.38134414.5295.600.020.084.34136.1434.12100.180.000.004.29由表一作t-x-y； x-y ； t- 图。组分分子量Kg/Kmol密度Kg/m汽化潜热KJ/Kg表面张力N/m10黏度mPas苯78879393.928.60.737乙苯10686719519.60.64二物料衡算1.已知aF=0.6；aD=0.975;aW=2% 0.67 0.9815 0.026
6、92.全塔物料衡算已知：年产1.65万吨苯由 得D=28.2Kmol/h W=14.06 Kmol/h 明细表：（单位：Kmol/h）41.9328.213.730.670980.0270.60.9750.02三确定回流比1.最小回流比（泡点进料）, 2.由芬斯克方程确定 所以（不包括再沸器）3. 确定精馏段由 XD =0.98 查t-x-y图，得 =85.43由，查t-图，得 由芬斯克方程确定0.8114.确定回流比及理论板数序号nR=nRx=Y=(不包括再沸器) (不包括加料板)11.10.31320.021680.65950.659514.486.2621.20.34160.042440
7、.58540.585411.534.1831.30.37010.062340.55290.552910.554.2941.4039860.081420.53140.53149.9723.99851.50.42710.099750.51430.51439.5503.7961.60.45550.11740.50000.50009.223.62271.70.48400.13430.48680.48688.9313.4881.80.51250.15060.47500.47508.6863.35491.90.54090.16630.46390.46398.4643.243102.00.56940.181
8、40.45360.45368.2673.14以为计算实例，由Y= 即 得=11.53同理= 即 得=4.78在坐标纸上画出-R图和-R图1）用捷算法确定理论板层数最适回流比 同理得由Y= = 得=9.22 =3.62由图解法得=9.22 =3.62四、确定实际塔板层数由 得到 由平均相对挥发度平均液相黏度，由、,查T-x-y图，得 由查t图，得到=5.15由查txy图得此温度下的组成=0.34 =0.66查A、B在下的黏度为=0.23mPaS =0.31mPaS 则=0.340.23+(1-0.66)0.30=0.283mPaS由、，查txy图得 90.80由查t图，得到=5.8由查txy图得
9、此温度下的组成=0.815 =0.185查A、B在下的黏度为=0.2839mPaS =0.36mPaS 则=0.8150.283+(1-0.815)0.36=0.3015mPaS=0.447=（不包括再沸器）=0.427=（不包括加料板）表9.22213.629第四节 设备计算一、 提馏段为设计依据,确定混合物的、 因为所以 1、提馏段流体密度 ， 由， 得 再有查t-x-y图得 Kg/KmolKg/Kmol 气相密度： 由 所以 2、确定提馏段流体中平均表面张力 由查得 3、提馏段流体中平均黏度 由查得 4、液体比热容由查得5、汽化潜热由查得 6、提馏段流体中平均体积流量， 由 明细表：(M
10、n/m)(KJ/Kmol.K)2.796869.56518.760.27180.3603219.3二、 浮阀塔工艺尺寸的计算1、 设计板间距塔高 2、塔径 板间距取板上液层高度 查史密斯关联图 得取标准塔泾圆整，得D=600mm检验： 此值在0.60.8之间，合理3、塔截面积 明细表：D(m)A0.70.3850.936513.355 三、溢流装置的设计 1、溢流装置 选用单溢流弓形降夜管，不设进口堰 出口堰（溢流堰） 取堰长 出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度由 E=1因,L弓形降液管高度和面积，查图得： , 停留时间（降液管中停留时间） 停留时间 ，故降液管尺寸可用。降液管底高度明细表：0
11、.490.044540.10430.0359.1150.03854四 、塔板布置 当D1.5m时，=80110mm直径小于1m的塔，可适当减小。取=70mm无效区：也称边缘区宽 动能因数的数值常在912之间 取 每层塔板上的浮阀数： R=鼓泡区面积：整块式：（等边三角形） 以等边三角形叉排方式作图。（见附图）。排得阀数44个。按44重新核算空速及阀孔动能因数。阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内塔板开孔率明细表：0.07第五节 流体力学验算一、1、气相通过浮阀塔板的压强降。干板阻力 液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为单板压降2、淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层的高度 w与气体通过塔板的压强降所相当的液柱
