武汉工程大学分离工程课程设计
表3-7 di，wi，xDi，xwi计算结果
组分i 0 n?C40 n?C50 n?C60 n?C7? xFi fi(kmol/h) di(kmol/h) wi(kmol/h) xDi xWi 0.3 389.7 389.6586 0.0414 0.4499 0.35 454.65 433 21.65 0.4999 0.25 324.75 43.25 281.5 0.04999 0.6501 0.10 129.9 0.11 129.79 0.0000127 0.2997 1.00 1299 866.02 432.98 0.9997 0.9997 0.000009561 0.0500 由上表数据可知：
43.25?100%=4.999%≈5% 866.0221.650?100%=5.00% 釜液中，n?C5的回收率=
432.980 馏出液中，n?C6的回收率=
正戊烷在馏出液中的回收率为 95％；
正己烷在釡液中的回收率为 95％， 清晰分割是成立的。
设塔底温度为72℃，列表计算如下：
表3-8
组分i 0 n?C40 n?C50 n?C60 n?C7? XWi ki kiXwi 0.0095 8.2 0.000779 0.050 2.45 0.1225 0.650 1.15 0.7475 0.2988 0.44 0.1319 0.9999 / 1.0027 ∴塔底温度为72℃正确。
设塔顶温度为28℃，列表计算如下：
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表3-9
组分i 0 n?C40 n?C50 n?C60 n?C7? XDi ki 0.4499 2.7 0.1666 0.4999 0.80 0.6249 0.04999 0.25 0.1996 0.000127 0.085 0.00149 0.999917 / 0.99259 XDi/k ∴塔顶温度为28℃正确。 3.1.6 用泡点方程计算进料温度： 设进料温度为
t=25℃，由K-P-T图按P=101.3Kpa,c差得各组分的求得各组
分的ki，计算结果如下表3-9：
表3-10 泡点方程计算进料温度结果
组分i 0 n?C40 n?C50 n?C60 n?C7? XFi ki 0.30 2.5 0.75 2.4 0.72 c0.35 0.7 0.245 0.65 0.2275 c0.25 0.22 0.055 0.2 0.05 0.10 0.068 0.0068 0.065 0.0065 1.00 / 1.0568 / 1.005 25℃ kiXFi ki 23℃ kiXFi 在所设的23℃条件下，?kiXFi?1.005，|?kiXi?1|?0.01，符合要求。
i?1i?1∴进料温度为23℃.
3.2用芬克斯方程计算最少理论塔板数
?lh=2.60
??Xl??Xh???0.50??0.65??lg??????lg????????Xh?D?Xl?W??0.05??0.05????Nmin===5.094≈6块
lg2.60lg?lh 12
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3.3恩德伍德法求最小回流比 塔顶、塔底的平均温度是：
t?tD?tW72?28?50℃ ?220以n?C6为对比组分求各组分在P=101.3kpa, 50℃时的相对挥发度?i：
表3-11 各组分相对挥发度
组分i 0 n?C40 n?C50 n?C60 n?C7XFi 50℃ 0.30 5.2 9.12 0.35 1.52 2.67 0.25 0.57 1.00 0.10 0.20 0.35 ki ?i 根据《化工分离过程》（刘佳祺，陈洪钫编）
?iXFi?e 因为是泡点进料，所以e=0 ?i?1?i??c 通过试差法计算求?：
表3-12 ?列表
θ=1.8 θ=1.6 θ=1.2 θ=1.25 θ=1.262 9.27?0.450.35?2.84 9.27??2.84??0.3788 0.3638 0.3455 0.3476 0.3479 1.0741 0.8734 0.6374 0.6581 0.6609 1?0.25 1??-0.3125 -0.4167 -1.25 -1 -0.9766 0.1?0.382 0.382??-0.0241 -0.028 -0.04118 0.03889 0.03863 ? 1.1113 0.7925 -0.31001 0.03314 -0.00639 ∴θ=1.256
?iXDi?Rm?1 ????i?1ic??
?iXFi9.12?0.44990.4999?2.671?0.04990.35?0.000127=1.2707 ????9.12?1.2562.67?1.2561?1.2560.35?1.256i?1i??c13
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∴最小回流比Rm???iXDi?1?1.2707?1?0.2707
i?1?i??c3.4吉利兰法计算求理论板数
操作回流比一般为最小回流比的1.2?2倍。 即：R??1.2?2?Rmin
当R/Rm=1.2，常需要很多的理论板数；当R/Rm=2，则需要较少的理论板数，就该分离的物系而言，根据经验，一般取1.6 那么实际回流比：R?1.6?0.2707?0.4331
X?R?Rm0.4331?0.2707??0.1133 R?10.4331?1??1?54.4x??x?1????1?54.4?0.102??0.113?1????1?expY=1?exp??= ??1??????1????11?117.2?0.114??0.1132???????11?117.2x??x2???=0.508
Y?N?Nm?0.508 其中Nm=6块 N?1解得：N=13.23 ∴理论板数为13.23块。 3.5计算理论进料位置
2?W?????xnlg?0.206lg???xh???l,W??m?D?xl?F?xh,D????
?433?0.25?nlg?0.206lg????8660.35m????N=n+m+1
2?0.05?? ????0.05????n=0.81 m解得：n=5.01 m=6.19 精馏段理论塔板数：n=5.01块 提留段理论塔板数：m=6.19块 3.6计算实际板数和实际进料位置
查表得各组分在t?82℃时的黏度：
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3-13 各组分黏度
组分i n?C 0.3 0.0712 04n?C 0.35 0.200 04n?C 0.25 0.5057 04n?C 0.1 0.3086 04?l??Xfi?li i?1cXFi 0.249 ?li 又∵?lh=2.60 ?T?0.49??lh?l??0.245?0.49??2.60?0.249??0.245=0.545=54.5%
?NTT?Na 实际塔板数：NNT?113.23?a???1?22.44?23块 T0.545精馏段实际塔板数：nna???5.01T0.545?9.19?10块 提留段实际塔板数：ma=23-10=13块 精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表：
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