苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案
化工原理课程设计(苯--甲苯浮阀塔设计)
MF= 0.3989×78.11+（1-0.3989）×92.13=86.54kg/kmol
MD= 0.9744×78.11+（1-0.9744）×92.13=78.47 kg/kmol
MW= 0.0118×78.11+（1-0.0118）×92.13=91.96 kg/kmol
3.3
生产能力1000000300×24=2916.67kg/h
A0=Vsu0=1.084/5.91=0.183
t=d00.907AaA0=0.0115m
φ =u/u0=0.8/5.91=13.54%(在5%~15%范围内)
6.1.6塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精=(N精-1)×HT=(13-1)×0.40=4.8m
提馏段有效高度为
Z提=(N提-1)×HT=(15-1)×0.40=5.6m
V'=V=138.4 kmol/h
4.1.4
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
4.1.5
采用图解法求理论板层数，如图4所示。求解结果为
总理论塔板数NT=（16-1）=15层（不包括再沸器）其中精馏段理论板数为7提馏段理论板数为8层（不包括再沸器），第7层为进料板。
4.2
4.2.1全塔效率ET的计算
精馏段平均摩尔质量
MVm=（78.47+83.42）/2=80.95 kg/kmol
MLm=（78.22+88.37）/2= 82.77kg/kmol
5.4
5.4.1
由理想气体状态方程计算，即ρvm=PmMvmRTm=105.85×80.958.314×(87.2+273.15)=2.86kg/m3
甲苯~苯溶液浮阀式间接加热精馏设计
目录目录2一．前言 21.1概述21.2设计任务及要求31.3设计方案3二．塔的工艺计算42.1物料衡算42.2理论板数的确定42.3塔径及塔高的确定72.3.1操作参数及物性参数的确定7(1) 压强7(2)平均温度8(3)平均分子量8(4)平均密度8(5)表面张力9(6)液体黏度10(7)气液负荷计算102.3.2塔板工艺尺寸计算 11(1)塔径11（2）塔的有效高度 12(3)溢流装置计算12(4)塔板布置与浮阀数目及排列152.3.3塔板流体动力学验算17精馏段计算17提留段计算172.3.4塔板的负荷性能图 20(1)雾沫夹带线20(2)液泛线20（3）液体负荷上限线21(4)漏夜线21(5) 液相负荷下限线22三．设计结果一览表24四.个人总结及对本设计的评述25五.参考文献26一．前言化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。
通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。
通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。
同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。
1.1概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
苯-甲苯二元混合液连续精馏装置的设计(来自璟璩原创)
目录1 绪论 (3)2 塔板的工艺设计 (3)2.1设计方案的确定 (3)2.2精馏塔全塔物料衡算 (3)2.3常压下苯—甲苯气液平衡组成（摩尔分数）与温度关系 (4)2.3.1 温度 (4)2.3.2 密度 (5)2.3.3 混合液体表面张力 (8)2.3.4 混合物的黏度 (9)2.3.5 相对挥发度 (9)2.4理论塔板数的计算 (9)2.5塔径的初步设计 (11)2.5.1 气液相体积流量计算 (11)2.5.2 精馏段塔径计算 (12)2.5.3 提馏段塔径计算 (13)2.6溢流装置 (14)2.6.1 堰长、堰上液层高度及堰高 (14)2.6.2 弓形降液管的宽度和横截面 (14)2.6.3 降液管底隙高度 (15)2.7塔板分布、浮阀数目与排列 (15)2.7.1 塔板分布 (15)2.7.2 浮阀数目与排列 (15)3 塔板的流体力学计算 (17)3.1气相通过浮阀塔板的压降 (17)3.1.1 精馏段 (17)3.1.2 提留段 (17)3.2淹塔 (18)3.2.1 精馏段 (18)3.2.2 提馏段 (18)3.3物沫夹带 (19)3.3.1 精馏段 (19)3.3.2 提馏段 (20)3.4塔板负荷性能图 (20)3.4.1 物沫夹带线 (20)3.4.2 液泛线 (21)3.4.3 液相负荷上限 (22)3.4.4 漏液线 (22)3.4.5 液相负荷下限线 (22)3.5浮阀塔工艺设计计算结果 (24)4. 塔附件设计 (24)4.1接管 (24)4.1.1 进料管 (24)4.1.2 回流管 (25)4.1.3 塔底出料管 (25)4.1.4 塔顶蒸气出料管 (25)4.1.5 塔底进气管 (26)4.1.6 法兰 (26)4.2简体与封头 (26)4.2.1 简体 (26)4.2.2 封头 (26)4.2.3 裙座 (26)4.2.4 手孔 (27)5 塔总体高度的设计 (27)5.1塔的顶部空间高度 (27)5.2塔的底部空间高度 (27)5.3塔总体高度 (27)6 总结 (27)参考文献 (28)附录 (28)苯-甲苯二元混合液连续精馏装置的设计1 绪论化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法.塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。
苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计
设计任务书设计题目:苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计设计条件：常压:处理量: ﻩ进料组成:馏出液组成:釜液组成: （以上均为摩尔分率)塔顶全凝器: 泡点回流回流比：加料状态:单板压降：设计要求 :(１）完成该精馏塔得工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔得设计算)。
(2）画出带控制点得工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。
（3) 写出该精馏塔得设计说明书,包括设计结果汇总与设计评价。
目录摘要ﻩ错误!未定义书签。
绪论 ......................................................................................................................................... 错误!未定义书签。
设计方案得选择与论证 ............................................................................................................... 错误!未定义书签。
第一章塔板得工艺计算 ........................................................................................................... 错误!未定义书签。
1、１基础物性数据ﻩ错误!未定义书签。
1、2精馏塔全塔物料衡算 .................................................................................................. 错误!未定义书签。
1、２、１已知条件 ..................................................................................................... 错误!未定义书签。
苯甲苯二元物系浮阀式精馏塔设计
目录摘要 0绪论 (1)设计方案的选择 (2)第一章工艺计算 (2)1.1物料衡算 (3)1.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (3)1.2 物性参数的计算 (3)1.2.1 温度的计算 (3)1.2.2 密度的计算 (4)1.2.4混合物的黏度 (7)1.2.5 相对挥发度的计算 (8)1.3.理论塔板数及实际塔板数的计算 (9)1.3.1 最小回流比的计算 (9)1.3.2 操作线方程的确定 (9)1.3.3 精馏塔理论板数的计算 (9)1.3.4全塔效率计算 (10)第二章板式塔主要的工艺尺寸的设计计 (12)2.1.1操作压力计算 (12)2.1.2 热量衡算 (12)①加热介质的选择 (12)②比热容的计算 (12)2.1.3 气液相体积流量的计算 (15)2.2塔体工艺尺寸的计算 (15)2.2.1精馏塔塔径的计算 (15)2.3塔板工艺尺寸的计算 (17)2.3.1溢流装置的设计 (17)2.3.2浮阀布置设计 (18)2.3.3浮阀板流体力学验算 (19)2.4塔板负荷性能图 (21)2.4.1液沫夹带线的绘制 (21)2.4.2液泛线的绘制 (21)2.4.3漏液线的绘制 (22)2.4.4液相负荷的下限线的绘制 (22)2.4.5液相负荷的上限线的绘制 (22)2.4.6小结 (23)第三章辅助设备及选型 (23)3.1 接管的计算与选择 (23)3.1.1进料管的选择 (23)3.1.2回流管的选择 (24)3.1.3釜底出口管路的选择 (24)3.1.4塔顶蒸汽管 (24)3.1.5 加料蒸汽管的选择 (24)第四章塔总体高度的计算 (24)4.1塔的顶部空间高度 (25)4.2塔的底部空间高度 (25)结果汇总表.......................................... .. (26)参考文献 (27)结束语............................... . (27)摘要浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。
苯甲苯连续精馏塔设计
苯-甲苯连续精馏塔设计苯-甲苯连续精馏塔设计是一种涉及到化学工程、分离科学和工艺设计的复杂过程。
在设计这种精馏塔时，需要考虑到许多因素，包括原料的特性、产品的纯度、工艺流程的复杂性以及设备投资和运营成本等。
以下是设计苯-甲苯连续精馏塔的基本步骤：1.确定设计目标：首先，我们需要明确设计目标，例如，要得到高纯度的苯和甲苯产品。
2.收集原料和产品数据：我们需要收集关于苯和甲苯原料和产品的物理性质数据，包括沸点、相对挥发度、比热容、密度等。
3.确定理论板数：理论板数是精馏塔中的一种重要参数，可以根据原料和产品的沸点差来确定。
4.选择合适的塔盘：塔盘是精馏塔中的关键部件，其设计会影响到精馏效果和能耗。
在选择塔盘时，我们需要考虑到原料和产品的特性、流量和压力等参数。
5.确定进料位置：进料位置会影响到精馏效果和产品的质量，因此需要仔细选择。
在选择进料位置时，我们需要考虑到原料的特性和产品的质量要求。
6.确定回流比：回流比是影响精馏效果的重要参数，需要根据产品的纯度和能耗等因素来确定。
7.确定再沸器和冷凝器的热负荷：再沸器和冷凝器的热负荷是影响精馏效果和能耗的重要因素，需要根据产品的纯度和流量等因素来确定。
8.校核设备能力：在确定了各个参数之后，我们需要校核设备的能力，以确保它们能够满足工艺要求。
9.设计控制系统：最后，我们需要设计控制系统，以确保精馏过程能够稳定、高效地进行。
在具体设计时，还需要考虑到其他因素，例如设备投资和运营成本、操作便利性等。
同时，还需要进行模拟计算和优化，以得到最佳的设计方案。
此外，还需要注意遵守相关的环保和安全标准，以确保设计的安全性和可持续性。
总之，苯-甲苯连续精馏塔设计是一个复杂的过程，需要综合考虑多个因素。
只有在充分了解整个工艺流程和相关设备的特性，并进行模拟计算和优化之后，才能得到最佳的设计方案。
分离苯-甲苯混合液的苯-甲苯式精馏塔工艺设计
第二章设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量80000t/a原料组成：苯含量为40%（质量百分率，下同）进料状况：热状况参数q自选分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5% 3.建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15℃的滨州4.塔板类型：板式精馏塔5.生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产6.设计内容：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)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3.2 全塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和92.14kg/kmol ，原料含苯的质量百分率为40%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底苯含量不大于1.5%，则：原料液含苯的摩尔分率：440.014.92/60.011.78/40.011.78/40.0=+=F x塔顶含苯的摩尔分率：996.014.92/005.011.78/995.011.78/995.0=+=D x塔底含苯的摩尔分率：0176.014.92/985.011.78/015.011.78/015.0=+=W x3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：M F ＝78.11×0.440＋(1－0.440)×92.14＝85.967kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：M D ＝78.11×0.996＋(1－0.996)×92.14＝78.166kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：M W ＝78.11×0.0176＋(1－0.0176)×92.14＝91.893kg/kmol3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，得：F ,＝8000t/（300×24）h ＝1111.12kg/h ，全塔物料衡算：进料液： F=1111.12（kg/h ）/91.893（kg/kmol ）=12.091kmol/h 总物料恒算： F=D+W苯物料恒算： F×0.440=D×0.996+0.0176×12.091 联立解得： W ＝6.963kmol/hD ＝5.128kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数T N 的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取N T ，步骤如下： 3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。
分离苯甲苯连续操作的浮阀塔设计小节
分离苯甲苯连续操作的浮阀塔设计小节一、引言苯甲苯是一种重要的精细化工原料，其生产过程中需要进行分离。
传统的分离方法包括蒸馏、结晶等，但这些方法存在效率低下、能耗较高等问题。
而浮阀塔分离技术具有操作简单、节能环保等优点，因此在苯甲苯生产中得到了广泛应用。
本文将从浮阀塔的设计入手，探讨如何实现对苯甲苯的高效分离。
二、浮阀塔设计1. 浮阀塔原理浮阀塔是一种基于气液流动的质量传递设备。
其主要原理是利用气体和液体之间的相互作用力，在填料层中形成气液两相之间的大面积接触，并通过质量传递实现物质分离。
2. 浮阀塔结构浮阀塔主要由以下几个部分组成：（1）进气口：将混合物引入浮阀塔内。
（2）填料层：提供大面积接触面，增加气液两相间传质传热效率。
（3）底部分配器：均匀地将进气口引入的混合物分配到填料层。
（4）气液分离器：将液相和气相分离，使其分别从不同的出口排出。
（5）浮阀：控制液位高度，保证填料层中液体不会过多或过少。
3. 浮阀塔设计要点（1）选用合适的填料填料是浮阀塔中非常重要的组成部分。
其主要作用是提供大面积接触面，增加气液两相间传质传热效率。
常见的填料有环形、球形、波纹状等多种形式。
在选择时需要考虑填料的表面积、孔隙率、耐腐蚀性等因素。
（2）确定进出口位置和数量进出口位置和数量的确定对浮阀塔的性能有着重要影响。
一般来说，进气口应尽量靠近底部，以便混合物能够均匀地分布到整个填料层中；而出口则应尽量靠近顶部，以便有效地将液相和气相分离。
（3）设计合理的底部分配器底部分配器主要作用是将混合物均匀地引入到填料层中。
在设计时需要考虑分配器的孔径、数量等因素，以确保混合物能够均匀地分布到整个填料层中。
（4）确定浮阀高度浮阀的高度决定了填料层中液位的高低，进而影响到气液两相间传质传热效率。
一般来说，浮阀的高度应该略高于填料层的一半左右。
三、连续操作1. 连续操作原理在苯甲苯生产中，需要对苯和甲苯进行连续分离。
连续操作主要包括两个步骤：第一步将混合物引入到浮阀塔中进行初步分离；第二步将初步分离后得到的液相进一步提纯。
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1 / 15 1 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教案环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教案计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。 3．迅速准确的进行工程计算4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精馏是分离液体混合物工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号>% 原料处理量：质量流量=<10-0.1*学号） t/h [单号] <10+0.1*学号） t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号]
2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=<1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图
冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证
2 / 15 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：
3 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比筛板塔高 20%～30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。
3 / 15 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。 3.3 设计的计算与说明
4 3.3.1 全塔物料衡算 根据工艺的操作条件可知： 料液流量 F=<10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 料液中易挥发组分的质量分数 xf =<30+0.5*19）%=39.5%； 塔顶产品质量分数 xd = 98%，摩尔分数为 97.6%； 塔底产品质量分数 xw= 2%，摩尔分数为 1.7%； 由公式： F=D+W F*xf=D*xd+W*xw 代入数值解方程组得： 塔顶产品(馏出液>流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s； 塔底产品(釜液>流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。 3.3.2．分段物料衡算 lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237> 安托尼方程 lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377> 安托尼方程 xa=(P 总-Pb*>/(Pa*-Pb*> 泡点方程 根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度 根据以上三个方程，运用试差法可求出 Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时，假设t=92℃ Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 当 xa=0.98 时，假设t=80.1℃ Pa*=100.432P，Pb*=38.904P, 当 xa=0.02 时，假设t=108℃ Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=92℃，既是进料口的温度， t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度， t=108℃是釜液需被加热的温度。 根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。 a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500所以平衡方程为 y=ax/[1+(a－１>x]=2.500x/<1+1.500x）， 5 最小回流比 Rmin 为 Rmin=[xd/xf-a(1-xd>/(1-xf>]/(a-1>＝1.426， 所以 R=1.5Rmin＝2.139， 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s>＝RD＝2.139*0.89=1.904， 精馏段气相质量流量 V(Kg/s>＝(R+1>D＝3.139*0.89=2.794， 所以，精馏段操作线方程 yn+1=R*xn/(R+1>+xd/(R+1> =0.681xn+0.311 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 所以，提馏段液相质量流量 L'(Kg/s>＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 V'(Kg/s>＝V-(1-q>F＝2.794。 所以，提馏段操作线方程 ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'
4 / 15 =1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的计算 <1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017 <2）用逐板计算法计算理论塔板数 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以 y1=xd,然后可以根据平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xn<。xd,共需 n-1 块精馏板，第 n 块板为进料板。 第一板 y1=xd 0.98 x1=y1/[y1+a(1-y1>] 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/[y2+a(1-y2>] 0.9039 第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/[y3+a<1-y3>] 0.8351 第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799 x4=y4/[y4+a(1-y4>] 0.7456 第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/[y5+a(1-y5>] 0.6440 第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/[y6+a(1-y6>] 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/[y7+a(1-y7>] 0.4621
第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/[y8+a(1-y8>] 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/[y9+a(1-y9>] 0.3596 x9<。xd所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。 从第十块板开始，用提馏段操作线求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xn<。xw。 第十板 y10=1.487x9-0.008 0.5267 x10=y10/[y10+a(1-y10>] 0.3080 第十一板 y11=1.487x10-0.008 0.4500 x11=y11/[y11+a(1-y11>] 0.2466 第十二板 y12=1.487x11-0.008 0.3587 x12=y12/[y12+a(1-y12>] 0.1828 第十三板 y13=1.487x12-0.008 0.2638 x13=y13/[y13+a(1-y13>] 0.1254 第十四板 y14=1.487x13-0.008 0.1784 x14=y14/[y14+a(1-y14>] 0.0799 第十五板 y15=1.487x14-0.008 0.1108 x15=y15/[y15+a(1-y15>] 0.0475 第十六板 y16=1.487x15-0.008 0.0626 x16=y16/[y16+a(1-y16>] 0.0260