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武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计
120?27.683?1.141kg/m38.314?(76.94?273.15)105.3?31.994?VD??1.199kg/m38.314?(64.79?273.15)125.6?18.022?VW??0.7296kg/m3
8.314?(99.996?273.15)???VF1.199?1.141?V1?VD??1.17kg/m322???VW1.141?0.7296?V2?VF??0.9353kg/m322?VF?2.2.4混合液体表面张力
对于一般混合溶液的表面张力可由??xA??A?xB??B计算 表2-3 不同温度下甲醇和水的表面张力
温度t/℃ 50 60 70 80 90 100 甲醇表面张力mN/m 19.4 18.8 17.6 16.9 16 14.9 水表面张力mN/m 67.7 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 注：摘自《化工工艺设计手册》 64.79?60?A?18.8?70?6017.6?18.8当tD=64.79℃
64.79?60?B?66.2?70?6064.3?66.2?A?18.2252mN/m
?B?65.29mN/m?D?0.9947?18.2252?(1?0.9947)?65.29?18.47mN/m
76.94?70?A?17.6?80?7016.9?17.6当tF?76.94℃时
76.94?70?B?64.3?80?7062.6?64.3?A?17.1142mN/m
?B?63.1202mN/m?F?17.1142?0.3239?63.1202?(1?0.3239)?48.22mN/m
99.996?90?A?16?100?9014.9?16当tW=99.996℃时
99.996?90?B?60.7?100?9058.8?60.7?A?14.9mN/m
?B?58.8mN/m?W?0.00282?14.9?（1-0.00282）?58.8?58.68mN/m
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则精馏段液相平均表面张力为：?m(精）?提馏段液相平均表面张力为：?m(提)2.2.5混合物的粘度
?D??F2???W58.68?48.22?F??53.45mN/m
22?18.47?48.22?33.345mN/m
2t1=70.865℃ 查表得：?A?0.312mPa?st2=88.47℃ 查表得：?A??0.256mPa?s?B?0.393mPa?s ?B??0.3226mPa?s
（1）精馏段粘度：?1??A?x1??B?(1?x1)
?0.312?0.6593?0.393?(1?0.6593)?0.3396mPa?s
（2）提馏段粘度：?2??A??x2??B??(1?x2)
?0.256?0.16336?0.3226?(1?0.16336)?0.3117mPa?s
2.2.6相对挥发度的计算 由xF=0.3229 yF=0.6892 得?F?0.6892(1?0.6892)?4.63
0.3239(1?0.3239)由xD=0.9947 yD=0.9966 得?D?0.9966(1?0.9966)?1.56
0.9947(1?0.9947)由xW=0.00282 yW=0.00016 得?W?0.00016(1?0.00016)?0.057
0.00282(1?0.00282)(1)精馏段的平均相对挥发度：?1??D??F2???F4.63?0.057(2)提馏段的平均相对挥发度：?2?W??2.3435
22?4.63?1.56?3.095 22.3理论板的计算
理论板：离开这种板的的气液相组成平衡温度相等；塔板上各处的液相组成均匀一致。 理论板的计算方法：本次采用图解法计算。
根据表3-1的数据，绘出平衡曲线。泡点进料，所以q=1，q线方程为平行于y轴的一条直线。画出对角线，得到x-y曲线图，所得的图形如下：
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图2-1 确定最小回流比
画直线通过（xD，xD），且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比Rmin，由图可知，截距为0.2775。 故有
xD?yq99.47-27.75Rmin?==0.72 得Rmin?2.58
Rmin?1xD?xF0.9947取R=1.5Rmin=1.5?2.58?3.87 精馏段操作线方程为：y?xR3.870.9447?D?x??0.795x?0.204 R?1R?13.87?13.87?1xD?0.9947，xW?0.00282，xF?0.3239，q线方程为：q=1 由于是泡点进料则xq?xF，又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数。图见附录。
在图上作操作线，由点（0.9947，0.9947）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.00282为止，由图此得到的全塔理论塔板数NT=14.8（包括再沸器）。精馏段理论板数为10层，提馏段理论板数为4.8层（包括再沸器），应从第11块板进料。
板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：ET?0.49(??L)?0.245计算。 式中，?—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；
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?L—塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。 （1）精馏段 已知：?1?3.095?1?0.3396mPa?s 所以：ET1?0.49?(3.095?0.3396)?0.245?0.484 NP精?NT110??21块ET10.484（1）提馏段 已知：?1?5.025?2?0.3117mPa?s 所以：ET2?0.49?(5.02?0.3117)?0.245?0.439 NP提?NT24.8?1??9块ET20.439 全塔所需实际板数：NP?21?9?30块
NT213.8??46% NP提30 全塔效率：ET? 加料板位置在第22块塔板
2.4塔径的初步设计
2.4.1气液相体积流量计算 （1）精馏段
L?DR?3.87?59.78?231.35kmol/h?0.06426kmol/sV??R?1?D?4.87?59.78?291.13kmol/h?0.0809kmol/sML1?27.26kg/kmol
已知：
MV1?29.84kg/kmol?L1?797.95kg/m3?V1?1.17kg/m3
质量流量：
L1?ML1?L?231.35?27.26?6306.601kg/h?1.75kg/sV1?MV1?V?29.84?291.13?8687.3192kg/h?2.41kg/s
LS1?L1体积流量：
VS1??L1V1??6306.601?7.9035m3/h?0.0022m3/s797.958687.3192?7425.059m3/h?2.06m3/s1.17
?V1（2）提馏段
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