化工课程设计说明书

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100908070y(%)60504030201000102030405060708090100x(%)

图1-1苯和甲苯的平衡曲线图

用Excel对曲线进行六次方拟合得曲线方程为：y = -14.578x6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x3 - 11.33x2 + 3.1174x + 0.001

从点（xF，xF）做垂线，即为进料线q线（因为是泡点进料，所以q线是x= xF），该线与平衡线即曲线y = -14.578x6 + 47.557x5 - 59.277x4 + 35.508x3 - 11.33x2 + 3.1174x + 0.001的交点坐标为

yq=0.6044 xq=0.3884 Rmin?xD?yqyq?xq?0.9573?0.6044?1.634

0.6044?0.3884（2） 实际回流比[4]

在实际操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于

Rmin时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。

化工课程设计说明书 10

精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。总费用是设备费用与操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。

所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。

图1-2 最小理论板数的求取

令R/Rmin=β，其中β称为回流剩余系数。给定不同的回流剩余系数，从而求出相应的回流比。然后求出（R- Rmin）与（R+1）的比值，即得到吉利兰关联图的横坐标，然后用图解法算出最小理论板数为7块（包括再沸器）此时即可用吉利兰关联图求出理论板数N，并计算N（R+1）。在本设计系统中，取β=（1.1～2.0），对设备费用和操作费用进行计算结果如表1-4、图1-3所示。

化工课程设计说明书 表1-4 实际回流比-费用数据

R/Rmin 1.1 R N 1.2 1.3 1．4 1.5 1.6 1．7 1.8 1.9 11

2.0 1.80 1.96 2.12 2．29 2.45 2.61 2.78 2.94 3.10 3.27 18.51 15.78 46.71 43.74 14 12．28 11.56 40．39 39.89 10.70 38.67 10.31 38.94 38.48 9.76 10.31 42.31 39.55 9.27 N(R+1) 51.79 6055费用504540351.11.21.31.41.51.61.71.81.92回流比系数图1-3 回流比系数-费用曲线图 由图1-3可知，当R/Rmin=1.8时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/Rmin=1.8。

R?1.8Rmin?1.8?1.634?2.94 7. 气液相体积流量 （1）精馏段

液相流量L：L?RD?2.94?26.78?78.73kmol/h

气相流量V：V?(R?1)D?(2.94?1)?26.78?105.51koml/h 液相体积流量L1：L1?ML1L?83.2?78.73?8.146m3/h

804.180.7?105.51?3153.58m3/h

2.7?L1MV1V气相体积流量V1：V1??V1?化工课程设计说明书 （2）提馏段

由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流量L'：L'=L?qF?147.95kmol/h 气相流量V'：V'?V?105.51kmol/h 液相体积流量L2：L2?12

ML2L'?L2MV2V'?89.4?147.95?16.78m3/h

788.387.0?105.51?3278.35m3/h

2.8气相体积流量V2：V2?

?V2?表1-5 精馏段提馏段数据总汇

平均温度t/℃

平均液相摩尔质量ML/kg?kmol-1 平均气相摩尔质量MV/kg?kmol-1 平均液相密度ρL/kg?m-3 平均气相密度ρV/kg?m-3 粘度μ/mPa?s 表面张力σ/dyn?cm-1 平均气相组成y 平均液相组成x

液相摩尔流量L/kmol?h-1 液相体积流量L'/m3?h-1 气相摩尔流量V/kmol?h 气相体积流量V'/m3?h-1 相对挥发度

第三节 理论塔板的计算

1. 理论塔板数[5]

-1

精馏段

88.3 83.2 80.7 804.1 2.7 0.288 20.284 0.816 0.638 78．73 8．146 105．51 3153．58

2.516

提馏段 102.3 89.4 87 788.3 2.8 0.258 19.142 0.366 0.197 147．95 16．78 105．51 3278.35 2.353