化工原理课程(1)
化工原理课程设计任务书
化工原理课程设计任务书(1)(一)设计题目在抗生素类药物生产过程中,需要用甲醇溶媒洗涤晶体,洗涤过滤后产生废甲醇溶媒,其组成为含甲醇46%、水54%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。
为使废甲醇溶媒重复利用，拟建立一套填料精馏塔，以对废甲醇溶媒进行精馏，得到含水量≤0.3%（质量分数）的甲醇溶媒。
设计要求废甲醇溶媒的处理量为吨/年，塔底废水中甲醇含量≤0.5%（质量分数）。
(二)操作条件1)操作压力常压2)进料热状态自选3)回流比自选4)塔底加热蒸气压力0.3Mpa（表压）(三)填料类型因废甲醇溶媒中含有少量的药物固体微粒，应选用金属散装填料，以便于定期拆卸和清洗。
填料类型和规格自选。
(四)工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。
(五)厂址厂址为武汉地区。
(六)设计内容1、设计说明书的内容1)精馏塔的物料衡算；2)塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)填料层压降的计算；6)液体分布器简要设计；7)精馏塔接管尺寸计算；8)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
2、设计图纸要求：1)绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；2)绘制精馏塔装配图（A1号图纸）。
（一） 设计题目丙酮吸收填料塔的设计：试设计一座填料吸收塔，用25℃的清水吸收空气中的丙酮。
已知入口空气中含丙酮量为50g ∙m -3（标态），干空气温度为35℃，压力为101.3kPa ，相对湿度为70%。
要求丙酮回收率99%。
（二） 设计操作条件（1）生产能力 处理气体量 m 3/h （按进料量计）（2）常压。
（三） 设计内容（1）吸收塔的物料衡算；（2）吸收塔的工艺尺寸计算；（3）填料层压降的计算；（4）液体分布器简要设计；（5）吸收塔接管尺寸计算；（6）绘制生产工艺流程图（A2号图纸）；（7）绘制吸收塔装配图（A1号图纸）；（8）绘制液体分布器施工图（可根据实际情况选作）；（9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。
化工原理课程设计 (1)
气相平均摩尔质量
液相平均摩尔质量
塔底
查平衡曲线得
气相平均摩尔质量
液相平均摩尔质量
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
4密度
精馏段气相平均密度
提馏段气相平均密度
由手册查得
塔顶（ ）
4∗密度2.3
则
进料板（ ）
4∗密度2.3
苯的质量分数
1漏液线
带入数据得，
精馏段漏液线方程
提馏段漏液线方程
2液沫夹带线
以 为限，由
以上各式联立求得
精馏段液沫夹带线方程
提馏段液沫夹带线方程
3液泛线
由
以上各式联立，得
精馏段液泛线方程
提馏段液泛线方程
4液相负荷下线
对于平直堰，取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准，即
精馏段
提馏段
图2精馏段负荷性能图
5液相负荷上线
塔底空间高度HB按下式计算。
塔釜储液高度
其中，塔釜料液停留时间 取30min，查手册可知DN3200mm的封头容积为0.635m3。
塔底页面至最下层塔板间距h2取2.065m，则
全塔开6个人孔，分别位于塔顶、第7块板、第13块板、进料板、第26块板和塔釜，塔板间距 可保证足够的工作空间。
塔的有效高度
计算塔顶压力
对应的汽液平衡数据，绘制x-y图。
图1图解法求理论板数
本工艺采用泡点进料，进料热状况q=1。q线与平衡曲线的交点坐标为xq=0.836，yq=0.961。
最小回流比
取操作回流比
精馏段气相及液相负荷
提馏段气相及液相负荷
精馏段操作线方程
化工原理第一章(1)
本门课程主要讨论的内容
1、研究遵循流体动力学基本规律的单元操 作，包括流体流动、流体输送、流体通过 颗粒层的流动。 2、研究遵循热量传递基本规律的单元操 作，包括加热、冷却、冷凝。 3、研究遵循质量传递基本规律的单元操 作，包括蒸馏、吸收、萃取。 4、研究同时遵循热质传递规律的单元操 作，包括气体的增湿与减湿、干燥。
21
p1 表压 当地大气压 p2 真空度 绝对压强 绝对真空 压强的基准和度量
22
绝对压强
1-2-3流体静力学基本方程式 ——研究流体柱内压强沿高度变化的规律
1、推导 在垂直方向上，力的平衡：
p2=p1+ρg（Z1−Z2）
p2A=p1A+W=p1A+ρgA（Z1−Z2）
若Z1面在水平面上
p2=p0+ρgh
p1 = p A + ρgh1
p2 = p B + ρg (h2 − R) + ρ I gR
( p A + ρgz A ) − ( p B − ρgz B ) = Rg ( ρ i − ρ )
(℘ A − ℘B ) = Rg ( ρ i − ρ )
U形压差计直接测得的读数R不是 真正的压差，而是虚拟压强差。
PM m ρm = RT
体积分率表示
yA、yB…yn—气体混合物中各组分的体积分率。
或
M m = M A y A + M B y B + LL + M n y n
19
1-2-2 流体的静压强
1、 静压强 定义：流体垂直作用于单位面积上的压力。
P p = A
2、压强的单位 （1）直接按压强定义：N/m2，Pa（帕斯卡） （2）间接按流体柱高度表示：m H2O柱，mm Hg柱 （3）以大气压作为计量单位：标准大气压(atm)， 工程大气压（at）kgf/cm2
《化工原理》课件
学习资源
1 教材推荐
2 参考书目
除了《化工原理》教材外， 我们还推荐以下参考教材， 有助于更深入地理解化工 原理。
在课程中提供的参考书目 中，您可以找络资源
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推荐使用《化工原理》教材， 该教材详细解释了化工原理 的基本概念和实际应用。
重要概念
1 反应原理
了解不同类型的化学反应和它们的原理，如 合成反应、分解反应和酸碱反应。
2 质量守恒与能量守恒
理解质量守恒定律和能量守恒定律，并学会 在化工过程中应用。
3 化学平衡
4 反应动力学
学习如何计算和控制化学反应中的平衡常数， 以及如何进行反应平衡的优化。
《化工原理》PPT课件
欢迎来到《化工原理》PPT课件！本课程将介绍化工基本原理和实际应用，帮 助您理解化工流程和反应动力学。
课程介绍
课程目标
掌握化工基本原理，理解反 应动力学，培养化工工艺设 计的能力。
课程概述
介绍化工原理相关的重要概 念和实际应用，涵盖质量守 恒、能量守恒和化学平衡等 方面。
教材介绍
掌握反应速率和化学动力学的概念，了解如 何改变反应速率和提高反应效率。
实际应用
化工工艺流程
了解化工工艺流程的基本原理，包括物料流动、反 应控制和产品分离等关键步骤。
催化剂的应用
探索催化剂在化工过程中的重要作用，了解如何选 择和使用催化剂以提高反应效率。
课程评估
课堂作业 期中考试 期末考试
通过完成课堂作业，巩固对课程知识的理解和应 用能力。 进行期中考试，评估学生对化工原理的掌握程度。
化工原理第一章流体力学基础
第一章 流体力学基础
m GA uA
17/37
1.3.1 基本概念
三、粘性——牛顿粘性定律
y x
v
内部存在内摩擦力或粘滞力
v=0
内摩擦力产生的原 因还可以从动量传 递角度加以理解:
v
单位面积上的内摩擦力，N m2
dv x
dy
动力粘度 简称粘度
速度梯度
----------------牛顿粘性定律
(2)双液柱压差计
p1
1略小于2
z1
p1 p2 2 1 gR
p1
R
p2
R
p2
1
z1
R 2
0
倾斜式压差计
浙江大学本科生课程 化工原理
第一章 流体力学基础
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幻灯片2目录
1.3 流体流动的基本方程 1.3.1 基本概念 1.3.2 质量衡算方程 1.3.3 运动方程 一、作用在流体上的力 二、运动方程 三、N-S方程 四、欧拉方程 五、不可压缩流体稳定层流时的N-S 方程若干解
v x v y vz 0
t x
y
z
t
vx
x
vy
y
vz
z
v x x
v y y
v z z
0
D
Dt
v x x
v y y
v z z
0
-------连续性方程微分式
若流体不可压缩，则D/Dt=0
v x v y v z 0 x y z
浙江大学本科生课程 化工原理
第一章 流体力学基础
dy
N m2 ms
Ns m2
Pa s
m
1Pa s 10P 1000cP
化工原理换热器课程设计(1)
重庆理工大学化工原理课程设计说明书题目：柴油预热原油的管壳式换热器学生班级：113150202学生姓名：余毛平学生学号：11315020232指导教师：白薇扬化学化工学院2016 年 7 月 4 日目录1.设计任务书 (1)2.概述 (2)3.设计条件及物性参数表 (2)4.方案设计和拟定 (3)5.设计计算 (7)6.参考文献 (11)1．设计任务书1.1设计题目用柴油预热原油的管壳式换热器1.2设计任务1.查阅文献资料，了解换热设备的相关知识，熟悉换热器设计的方法和步骤；2.根据设计任务书给定的生产任务和操作条件，进行换热器工艺设计及计算；3.根据换热器工艺设计及计算的结果，进行换热器结构设计；4.以换热器工艺设计及计算为基础，结合换热器结构设计的结果，绘制换热器装配图；5.编写设计说明书对整个设计工作的进行书面总结，设计说明书应当用简洁的文字和清晰的图表表达设计思想、计算过程和设计结果。
1.3操作条件2.概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器,简称为换热器。
在换热器中至少要有两种温度不同的流体,一种流体温度较高,放出热量;另一种流体则温度较低,吸收热量在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。
随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。
列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。
3.设计条件及物性参数表3.1操作条件原油：入口温度60℃出口温度105℃质量流量：41416 kg/h加热介质柴油：入口温度170℃ 出口温度T2 质量流量：35320kg/h允许压降：不超过0.3×105Pa3.2物性参数表4.方案设计和拟订根据任务书给定的冷热流体的温度，来选择设计列管式换热器中的浮头式换热器；再依据冷热流体的性质，判断其是否易结垢，来选择管程走什么，壳程走什么。
学生化工原理课程设计资料(1)
化工原理课程设计任务书（2周）设计题目：用水冷却煤油产品的列管式换热器的设计一、设计任务及条件欲用30℃井水冷却煤油。
要求两侧的压力降均不超过0.3×105Pa。
煤油的有关参数如下表，（1）、合理的参数选择和结构设计：传热面积；管程设计包括：总管数、程数、管程总体阻力校核；折流挡板数目，壳体直径；结构设计包括壳体壁厚；主要进出口管径的确定包括：冷热流体的进出口管（2）、传热计算和压降校核计算：设计计算和管程和壳程的压强降校核。
（3）、绘图三、设计成果1.每个设计者必须提交的设计成果有：设计说明书一分，内含图纸一到两幅（1）装配图一张；（2）管板零件图一张。
按化工制图要求绘制。
2.设计说明书必须包括下述内容:封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、参考文献以等。
3.设计计算书的主要内容应包括的步骤。
先熟悉课程相关内容再查资料。
抄袭0分计四、参考书1)Perry化学工程手册。
2)天津大学，《化工原理》，天津，天津科学技术出版社，1990年。
3)华南理工大学，《化工过程及设备设计》，广州，华南理工大学出版社，1986年。
4)魏崇关，郑晓梅，《化工工程制图》，北京，化学工业出版社，1992年。
5)刁玉玮，王立业编，《化工设备机械基础》，大连，大连理工大学出版社，1989年。
6)《化工设备结构图册》编写组，《化工设备结构图册》，上海，上海科学技术出版社，1978年。
7)柴诚敬，刘国维，李阿娜，《化工原理课程设计》，天津，天津科学技术出版社，1994年。
列管式换热器设计（参考资料）一、工艺设计1、作出流程简图。
2、按生产任务计算换热器的换热量Q。
3、选定载热体，求出载热体的流量。
4、确定冷、热流体的流动途径。
5、计算定性温度，确定流体的物性数据（密度、比热、导热系数等）。
6、初算平均传热温度差。
7、按经验或现场数据选取或估算Ｋ值，初算出所需传热面积。
8、根据初算的换热面积进行换热器的尺寸初步设计。
1化工原理课程设计(换热器)解析
一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件：1、煤油：入口温度140℃，出口温度40℃。
2、冷却介质：循环水，入口温度35℃。
3、允许压强降：不大于1×105Pa。
4、每年按330天计，每天24小时连续运行。
三、设备型式：管壳式换热器四、处理能力：114000吨/年煤油五、设计要求：1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。
2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸设计。
3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图（要求按比例画出主要结构及尺寸）。
5、对本设计的评述及有关问题的讨论。
第1章设计概述1、1热量传递的概念与意义[1](205)1、1、1 传热的概念所谓的传热（又称热传递）就是间壁两侧两种流体之间的热量传递问题。
由热力学第二定律可知，凡是有温差存在时，就必然发生热量从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技领域中极普遍的一种传递现象。
1、1、2 传热的意义化工生产中的很多过程和单元操作，都需要进行加热和冷却，如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量，又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。
所以传热是最常见的重要单元操作之一。
无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。
此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。
归纳起来化工生产中对传热过程的要求经常有以下两种情况：①强化传热过程，如各种换热设备中的传热。
②削弱传热过程，如设备和管道的保温，以减少热损失。
1、2 换热器的概念与意义[2]1、2、1 换热器的概念在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交设备，简称为换热器。
在换热器中至少要有两种不同的流体，一种流体温度较高，放出热量：另一种流体则温度较低，吸收热量。
化工原理一
化工原理一
化工原理是化学工程专业的基础课程之一，它主要介绍了化工领域的基本原理
和基本知识。
化工原理一是化工原理课程中的第一部分，主要涉及化工基本概念、化工热力学和化工动力学等内容。
首先，化工原理一介绍了化工的基本概念，包括化工的定义、范围、发展历史
和重要性等方面。
化工是一门综合性强、应用广泛的学科，它涉及到化学、物理、工程等多个学科的知识，是现代工业生产的重要基础。
其次，化工原理一还涉及了化工热力学的基本内容。
热力学是研究能量转化和
能量传递规律的科学，而化工热力学则是将热力学原理应用于化工领域的一个重要分支。
化工热力学主要包括热力学基本概念、热力学过程、热力学定律等内容，它为化工工程的设计、运行和优化提供了重要的理论基础。
另外，化工原理一还涉及了化工动力学的基本内容。
动力学是研究物质在化学
反应过程中的行为规律的科学，而化工动力学则是将动力学原理应用于化工领域的一个重要分支。
化工动力学主要包括反应速率、反应机理、反应动力学方程等内容，它为化工工程的反应器设计、反应过程控制和优化提供了重要的理论支持。
综上所述，化工原理一是化学工程专业学生必修的一门重要课程，它为学生打
下了化工领域的基础知识和基本理论，为他们今后的学习和工作奠定了坚实的基础。
同时，化工原理一也为学生提供了一扇了解化工领域的窗口，让他们对化工这门学科有了更深入的了解和认识。
总之，化工原理一涵盖了化工的基本概念、化工热力学和化工动力学等内容，
它对于化学工程专业学生来说具有重要的意义。
希望学生们能够认真学习化工原理一这门课程，掌握其中的基本原理和知识，为将来的学习和工作打下坚实的基础。
化工原理课程设计
化工原理课程设计（一）——碳八分离工段原料预热器设计学生姓名：왕량学校：대련대학专业班级：화공101学号：10412041指导老师：왕위징时间：2012.07.08目录一、设计任务书 (3)二、概述及设计方案简介 (4)1.碳八芳烃分离工艺简介 (4)2.换热器简介 (4)三、设计条件及主要物性参数 (7)1.设计条件 (7)2.主要物性参数 (7)四、工艺设计计算 (9)1.估算传热面积 (9)2.选择管径和管内流速 (11)3.选取管长、确定管程数和总管数 (12)4.平均传热温差校正及壳程数 (13)5.传热管排列 (14)6.管心距 (15)7.管束的分程方法 (15)8.壳体内径 (16)9.折流板和支承板 (16)10.其它主要附件 (17)11.接管 (17)五、换热器核算 (17)1.热流量核算 (17)2. 传热管和壳体壁温核算 (24)3. 换热器内流体阻力计算 (26)六、设计自我评述 (31)七、参考文献 (32)八、主要符号表 (32)八、附录 (33)附录1 工艺尺寸图 (33)附录2工艺流程图 (34)一、设计任务书化工原理课程设计任务书姓名：王亮班级：化工101碳八分离工段原料预热器设计冷流体：液体（流量15Koml/h）组成摩尔分率乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18% 18% 40% 24%加热水蒸气压力为122Kg cm/由20℃加热到162℃要求管程和壳程压差均小于50KPa,设计标准式列管换热器二、概述及设计方案简介1.碳八芳烃分离工艺简介碳八芳烃分离即C8芳烃分离，根据工业需要将碳八芳烃分离成单一组分或馏分的过程。
C8芳烃分离的主要目的是活的经济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。
因此，C8芳烃分离有常常与碳八芳烃异构化结合在一起，以获得更多的对、邻二甲苯。
在个别情况下，也要分离出高纯度的乙苯、苯乙烯。
各种C8芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分离，各种C8芳烃沸点如表所示。
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题目 乙醇—水连续精馏筛板塔设计一、设计任务及要求生产能力： 40000 吨/年（料液） 年工作日：300天原料组成： 15 %乙醇，85 %水（质量分数） (注：=A W 0.15 ,=B W 0.85 ) 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点进料 加热方式：直接蒸汽加热 回流方式：全冷凝回流 回流比：自选设计要求：塔顶馏出液 92 %乙醇（质量分数） (注：塔顶=A W 0.92 ,=B W 0.08 )塔底釜残液 0.05 %乙醇（质量分数） (注：塔底=A W 0.0005 ,=B W0.9995 )表1-1 乙醇~水气液平衡组成与温度的关系表1-2 乙醇~水溶液体系的平衡数据表1-3 不同温度下乙醇和水密度表（此表不用抄在最终稿上）二、设计方案的确定本着满足工艺操作要求，满足经济成本要求，以及安全生产要求三大设计原则，本课程设计方案如下：根据生产任务年生产能力48000吨/年，流量较大，由于产品粘度较小，为减少造价，降低能耗，提高生产效率，因而选用筛板塔。
由于乙醇-水体系对温度的要求不高，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选择塔顶常压。
由于饱和液体（泡点）进料时进料温度不受季节、气温变化，易于控制，此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段塔径相同，设备设计加工比较容易，因而，此次设计采用饱和液体进料。
由于本品精馏过程塔顶蒸汽温度不可能太高，故无需使用冷冻盐水或深井水，直接采用常温水作为冷却剂进行冷凝，方便经济。
精馏塔设计中多在塔底加一个再沸器，采用间接加热的方式保证足够的热量供应，但由于乙醇-水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，而水的比热较大，故可采用直接蒸汽加热。
省去再沸器，只需在塔底安装一个鼓泡器，利用蒸汽直接加热，此而降低设备费用和操作费用。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
三、相关参数的计算1、由于精馏过程多以摩尔分数计算，故需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。
液相：原料液 =+=+=BB AA BA F MW MW M W n n n x ///AA A 15／46÷（15／46＋85／18﹚＝0.0646塔顶馏出液 =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A D 92／46÷﹙92／46＋8／18﹚＝0.820塔底釜液 =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A W 0.05／46÷﹙0.05／46＋99.95／18﹚＝0.0002（注：W 为质量分数，M 为分子量，A 为乙醇，B 为水）气相：利用表1-1中数据用差值法求得（注：利用已求出的x 值求y ）原料液F y =+=+=BB AA BA F MW MW M W n n n x ///AA A 15／46÷（15／46＋85／18﹚＝0.0646原料液F y ＝0.3050塔顶D y =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A D 92／46÷﹙92／46＋8／18﹚＝0.820由图知：塔顶D y ＝0.8450塔底W y =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A W 0.05／46÷﹙0.05／46＋99.95／18﹚＝0.0002由图知：塔底W y ＝0.1057 2、平均摩尔质量液相：原料液 =-+=B A LF )1(M M x M x F F 0.0646×46＋﹙1－0.0646﹚×18＝19.812 g/mol塔顶馏出液 =-+=B A LD )1(M M x M x D D 0.820×46＋﹙1－0.820﹚×18＝40.96g/mol塔底釜液 =-+=BALW )1(M Mx Mx W W 0.0092＋17.996＝18.006 g/mol气相：原料液 =-+=BAVF )1(M My M y F F 0.3050×46＋﹙1－0.3050﹚×18＝26.54g/mo塔顶馏出液 =-+=BA VD )1(M My M y D D 0.8450×46＋﹙1－0.8450﹚×18＝41.66 g/mo塔底釜液 =-+=BA VW )1(M My My W W 0.1075×46＋﹙1－0.1075﹚×18＝21.01g/mol精馏段平均摩尔质量 =+=2M L m ,1LFLD M M﹙19.812＋40.96﹚／2＝30.386 g/mol=+=2M Vm,1VFVD M M ﹙41.66＋26.54﹚／2＝34.1g/mol提馏段平均摩尔质量 =+=2M WFLm,2L L M M﹙9.812＋18.006﹚／2＝18.909g/mol=+=2M WF Vm,2V V M M ﹙26.54＋21.01﹚／2＝23.775g/mol3、温度：利用表1-1中数据用差值法求得 （注：方法同y 值的求法）原料液F t =+=+=BB AA BA F MW MW M W n n n x ///AA A 15／46÷（15／46＋85／18﹚＝0.0646有图知：原料液F t ＝90.39 ℃塔顶D t =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A D 92／46÷﹙92／46＋8／18﹚＝0.820由图知：塔顶D t ＝78.26℃塔底W t =+=+=BB AA BA MW MW M W n n n x ///AA A W 0.05／46÷﹙0.05／46＋99.95／18﹚＝0.0002由图知：塔底W t ＝96.42℃4、相对挥发度（化工原理239页） 原料液 =--=)1/()1/(F F F F F x x y y α0.3050／﹙1－0.305﹚÷0.0646／﹙1－0.0646﹚＝6.351塔顶 =--=)1/()1/(D D D D D x x y y α0.8450／﹙1－0.8450﹚÷﹙0.820／﹙1－0.820﹚＝1.1967塔底 =--=)1/()1/(W W W W W x x y y α0.1057／﹙1－0.1075﹚÷0.0002／﹙1－0.0002﹚＝6025、密度由理想气体状态方程 mmRT V V PM=ρ精馏段 =++=)15.2732(1000/PM 1,V V1FD m t t R ρ101.325×34.1／10000÷[8.314×﹙78.26＋90.39﹚／2＋273.15] ＝1.18 kg/m 3提馏段 =++=)15.2732(1000/PM 2,V V2WF m t t R ρ101.325×23.775／1000÷[8.314×﹙90.39＋96.42﹚／2＋273.15] ＝0.7905(注：P 取常压101325pa ，R 为摩尔气体常数取8.314) 气相平均密度 =+=22V 1V V ρρρ﹙1.18＋0.7905﹚＝0.9825 kg/m 3② 液相 精馏段=+=21FD t t t ﹙90.39＋78.26﹚／2＝84.325 ℃查得1t ℃下， =A ρ729.2 kg/m 3=B ρ 968.7 kg/m 3 （注：利用表1-3中数据用差值法求得）平均质量分数 =+=21FD L W W x ﹙0.92＋0.15﹚／2＝0.535根据公式B1A 1111ρρρL L L x x -+=精馏段液相平均密度=1L ρ1÷﹙0.535／729.2＋﹙1－0.535﹚／968.7＝823.723 kg/m 3提馏段 =+=2WF 2t t t 93.405℃查得2t ℃下，=A ρ 722.4 kg/m 3=B ρ 963.6 kg/m 3（注：利用表1-3中数据用差值法求得）平均质量分数 =+=2WF 2W W x L ﹙0.15＋0.0005﹚／2＝0.075255根据公式B2A 2211ρρρL L L x x -+=精馏段液相平均密度 =2L ρ 1÷﹙0.07525／722.4﹚＋﹙1－0.07525／963.6﹚＝881.687 kg/m 3液相平均密度 =+=221L L L ρρρ﹙823.723＋881.6787﹚／2＝852.701 kg/m 3四、工艺计算 1、回流比的确定由于泡点进料，===F q x x q ，1 0.0646 ，过点),(q q x x e 做直线q x x =交平衡线于点d ，由点d 可读得=q y 0.30 ，因此 ﹙0.820－0.30﹚／﹙0.30－0.0646﹚＝2.21过点),(D D x x a 作平衡线的切线，切点为g ，读得其坐标为)','(q q y x ，因此=--='''2min,q q q D x y y x R ﹙0.820－0.83﹚／﹙0.30－0.77﹚＝0.0213所以，回流比=min R 2.21 （注：2min,1min,,R R 取大者）实际回流比min )0.2~1.1(R R == 4.42 （注：所选经验值尽量使R 值好算，如1、2） 2、塔顶产品产量、釜残液量和加热蒸汽量的计算 以年工作300天，每天24h 计，进料量为：=--=qq q D x y y x R 1min,=⨯⨯⨯=FM2430010F 3年生产能力 40000000／300×24×19.808＝280.45 kmol/h由全塔物料衡算W D F V 0+=+W D F 00W D F V x x x y +=+ 蒸汽）(00=y qF RD qF L L'W +=+== 泡点）(1=q =W 377 kmol/h =D 22.002 kmol/h=0V 119.250 kmol/h3、理论塔板数的确定精馏段操作线方程111+++=+R x x R R y D n n ),(),1,0(D D D x x R x +两点确定精馏段操作线﹙0，0.82﹚﹙0.82，0.82﹚提馏段操作线方程W m m x V W x V W y 01''-=+ )0,(W xq 线方程：F q x x =＝0.0646由图可知：在y-x 相图中分别画出上述直线，利用图解法求出：（化工原理251页） 理论塔板数 N T =8 块（含塔釜）其中，精馏段 5 块，提馏段 3 块。