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通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即R??1.1~2?Rmin，则取
R?2Rmin?2.3
（3）求精馏塔的气液相负荷
L?RD?2.3?47.78?109.894kmol/h
kmol/h kmol/h
V??R?1??D??2.3?1??47.78?157.647L,?L?F?109.894?100?209.894V,?V?157.674kmol/h
精馏段：
Vs?VMVm157.674?80.6??1.253600?Vm3600?2.82m3/s
Ls?VMLm109.894?83.39??0.00323600?Lm3600?806.365m3/s
提馏段：
Vs?VMVm157.674?86.80??1.223600?Vm3600?3.11m3/s
Ls?VMLm209.894?82.03??0.00613600?Lm3600?789.69m3/s
（4）求操作线方程 精馏段操作线方程：
yn?1?Rx2.30.911xn?D?xn??0.697xn?0.276 R?1R?12.3?12.3?1提馏段操作线方程：
ym?1?L?qFWxm?xW
L?qF?WL?qF?W?
109.894?10052.22xm??0.011
109.894?100?52.22109.894?100?52.22- 11 -
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?1.331xm?0.0146
（5）逐板法求理论板数 相平衡方程 y?2.462x?x 即 y?
1????1?x1?1.462x变形得： x?y
2.462?1.462y用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：
y1?xD?0.911 x1?y1?0.806
2.462?1.462y1y2?0.678
2.462?1.462y2y3?0.548
2.462?1.462y3y4?0.429
2.462?1.462y4y2?0.697x1?0.276?0.838 x2?y3?0.697x2?0.276?0.749 x3?y4?0.697x3?0.276?0.648 x4?
?x4?0.429?xF?0.441
故精馏段理论板数n=3
用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算：
y5?1.331x4?0.0146?0.572 x5?y5?0.352
2.462?1.462y5y6?1.331x5?0.0146?0.454 x6?y6?0.252
2.462?1.462y5y7?0.161
2.462?1.462y7y8?0.092
2.462?1.462y8y9?0.047
2.462?1.462y9y7?1.331x6?0.0146?0.321 x7?y8?1.331x7?0.0146?0.200 x8?y9?1.331x8?0.0146?0.108 x9?
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y10?1.331x9?0.0146?0.048 x10?y10?0.020
2.462?1.462y10y11?0.005
2.462?1.462y11y11?1.331x10?0.0146?0.012 x11??x11?0.005?xW?0.011
故提馏段理论板数n=7（不包括塔釜） 理论板数一共10块，进料板为第4块
3.3.2全塔效率的计算
查苯——甲苯的气液平衡数据，由内差法求得
tF:0.441?0.45t?92.690 得 tF?92.92C ?F0.5?0.4591.40?92.69tF:0.911?91.2t?84.40 得 tD?80.01C ?D1?91.280.01?84.4tW?110560.011?0 得 tW?109.91 ?0.03?0108.79?110.56tW:求苯——甲苯的粘度
tD?80.010C uA?0.308 uB?0.311 tF?92.920C uA?0.272 uB?0.278
tW?109.91 uA?0.233 uB?0.254
uLD?xDuA?(1?xD)uB?0.911?0.308?(1?0.911)?0.311?0.308
uLF?xFuA?(1?xF)uB?0.441?0.272?(1?0.441)?0.278?0.275
uLW?xWuA?(1?xW)uB?0.011?0.223?(1?0.233)?0.254?0.197
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平均粘度由公式，得
?m?uLD?uLF?uLW?0.39?mPa?S?
2根据奥康奈尔（O`connell）公式计算全塔效率ET
ET?0.49???L??0.245?0.49??2.462?0.39??0.245?0.495
3.3.3求实际板数 精馏段实际板层数
N精?3?（块）7 0.495提馏段实际板层数
N提?7?15（块） 0.495全塔共有塔板22块，进料板在第8块板。 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作压力的计算
塔顶操作压力PD?101.3?2?103.3kpa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa
进料板压力PF＝101.3+0.7×7＝106.2kPa 塔底操作压力Pw=101.3+0.7×22＝116.7 kPa
精馏段平均压力Pm1＝（103.3+106.2）／2＝104.75 kPa 提馏段平均压力Pm2=（106.2+116.4）/2 =111.5 kPa 3.4.2操作温度的计算 根据上式计算出的压力，
塔顶温度tD?80.01oC进料板温度tF?92.92℃ 塔底温度tW?109.91℃
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精馏段平均温度tm1=（ 80.01+92.92）/2 = 86.465℃ 提馏段平均温度tm2=（92.92+109.91）/2 =101.415℃
3.4.3平均摩尔质量的计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.911,代入相平衡方程得x1=0.806
ML,Dm?0.806?78.11??1?0.806??92.13?80.83?kg/kmol?
MV,Dm?0.911?78.11??1?0.911??92.13?79.36?kg/kmol?
进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得yF＝0.734， xF＝0.441
MV,Fm?0.734?78.11??1?0.734??92.13?81.84?kg/kmol? ML,Fm?0.441?78.11??1?0.441??92.13?85.936?kg/kmol?
塔底平均摩尔质量计算
由xW =0.011,由相平衡方程，得yW=0.027
MV,Wm?0.027?78.11?(1?0.027)?92.13?91.75(kg/kmol)
Ml,Wm?0.011?78.11?(1?0.011)?92.13?91.98(kg/kmol)
精馏段平均摩尔质量
MVm?MLm?79.36?81.84?80.6(kg/kmol)
280.83?85.94?83.39(kg/kmol)
2
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