⑦转化为摩尔分数:
塔顶产品XD=(0.909/46)/(0.909/46+(1-0.909)/18)=0.823 塔釜产品XW=(0.192/46)/(0.192/46+(1-0.192)/18)=0.085
⑧根据上述数据可绘出如下图:
由下图可知，图上的梯级数为6，故在全回流操作条件下的理论塔板数NT=7，则在此条件下的等板高度HEPT=Z/NT=2/7=0.29m
3.4部分回流条件下及不同进料量等板高度及理论塔板数的确定
3.4.1原始数据表
表6.部分回流下理论塔板数测定及不同进料量下对操作条件及分离能力的影响
回回流塔釜出塔流量/mL/s 电电塔釜塔顶冷凝水流塔顶回塔顶出进料 液温t2/s 压流温度温度量流量料流量温度进料流量q/L/h 度V1/mL t1/s V2/mL U/v I/A Tw/℃ TD/℃ qv0/(L/h) qD/(L/h) qD/(L/h) TF/℃ TL/℃ 7.1 9.9 13.2 16.1 147 7.5 86.0 147 7.5 86.0 147 7.5 85.2 147 7.5 85.2 79.2 53.7 79.2 53.6 79.1 54.7 79.1 54.2 50 52 51 50 2.75 2.8 2.8 2.8 1.5 1.5 1.5 1.5 60.0 57.8 60.8 61.6 33 37 41 40 17.61 36.5 19.90 18.89 35.8 17.82 18.88 40.0 18.06 13.44 46.0 16.37 项目
10
表7.不同进料量下各组分浓度的测定
进料量 项目 塔顶 塔釜 q=7.1 原料液 塔顶 塔釜 q=9.9 原料液 塔顶 塔釜 q=13.2 原料液 塔顶 塔釜 q=16.1 全回流 原料液 塔顶 塔釜 比重1 0.81 0.963 0.946 0.811 0.964 0.945 0.813 0.958 0.941 0.812 0.959 0.945 0.807 0.971
比重2 0.812 0.964 0.946 0.812 0.964 0.945 0.812 0.957 0.945 0.809 0.959 0.944 0.807 0.971 测前温度T/℃ 测后温度T/℃ 27.6 27.7 27.3 28.0 28.0 28.0 27.8 27.9 27.8 27.5 27.8 27.8 27.3 27.5 28.0 27.9 27.9 28.0 28.2 28.0 27.9 27.9 28.2 27.9 28.1 28.0 27.1 27.9 3.4.2求解精馏段的操作线方程
3.4.2.1精馏段的操作线方程确定数据处理结果表
表8.精馏段的操作线方程确定
进料量q/ L/h 7.1 9.9 13.2 16.1 进料量q/ L/h 7.1 9.9 13.2 16.1
温度TD/℃ 27.8 28.0 27.85 27.7 比重dD 0.80954 0.81017 0.81250 0.81050 摩尔分数质量分数W XD 0.9063 0.9039 0.8952 0.9027 回流流量qL/L/h 2.75 2.8 2.8 2.8 塔顶流量qD/L/h 1.5 1.5 1.5 1.5 回流比R 1.8 1.9 1.9 1.9 0.7910 0.7864 0.7697 0.7840 乙醇与水混合液的密度kg/m3 实际回流流量qL/L/h 实际塔顶流量qd R/R+1 Xd/R+1 816.21 816.85 819.22 817.19 3.08 3.14 3.13 3.13 1.68 1.68 1.68 1.68 0.6471 0.2792 0.6512 0.2743 0.6512 0.2685 0.6512 0.2735 11
3.4.2.2精馏段的操作线方程数据计算过程举例
以进料量为q=9.9 L/h为例，结合表8中数据,同在全回流条件下的塔顶产品摩尔分数计算方法；
①塔顶产品：
比重:dD=(0.811+0.812)/2=0.8115 温度:T=（28.0+28.0）/2=28.0℃
②则转换为在30℃下的比重：
dD′=0.8115-(28.0-30) ×(-0.000665)=0.813
③转化为质量分数: WD=0.977+3.54734*0.813-4.48986*0.813^2=0.9036 ④转化为摩尔分数:
塔顶产品XD=(0.9036/46)/(0.9036/46+（1-0.9036）/18)=0.7864
⑤当WD=0.9036时
ρ=(WD-W1)(ρ2-ρ1)/(W2-W1)+ρ1
=(0.9036-0.8963)(807.43-818.93)/(0.9384-0.8963)+818.93 =819.23㎏/m3
⑥qD实际=qD[(ρf-ρ)ρ0/ρ(ρf-ρ0)]1/2
=1.5×[(7900-819.23)*998.2/817.19*(7900-998.2)] 1/2 =1.68L/h
同理可得qL实际=3.14 L/h则回流比：R=qL实际/ qD实际=3.14/1.68=1.9 ⑦则精馏段操作线方程为：
y=R/(R+1)*X+XD/(R+1) =1.9/2.9X+0.7864/2.9=0.6512X+0.2743 ⑧同理可以求出其他进料量下的精馏段操作线方程
当进料量q=7.1 L/h时 精馏段操作线方程 ：y=0.6471x+0.2792 当进料量q=13.2 L/h时 精馏段操作线方程 ：y=0.6512x+0.2685 当进料量q=16.1 L/h时 精馏段操作线方程 ：y=0.6512x+0.2735
3.4.3求解q线方程
12
表9.常压下乙醇—水的气液相平衡数据
液相中乙醇的摩尔分率x 0.0 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20 0.25 0.30 0.35 0.40 气相中乙醇的摩尔分率y 0.0 0.110 0.175 0.273 0.340 0.392 0.430 0.482 0.513 0.525 0.551 0.575 0.595 0.614 液相中乙醇的摩尔分率x 0.45 0.50 0.55 0.60 0.65 0.70 0.75 0.80 0.85 0.894 0.90 0.95 1.0 气相中乙醇的摩尔分率y 0.635 0.657 0.678 0.698 0.725 0.755 0.785 0.820 0.855 0.894 0.898 0.942 1.0 由乙醇-水混合液在常压下汽液平衡数据表可绘出如下曲线:
乙醇-—水混合液的温度组成图120.00100.00组成（酒精分子百分数）80.0060.00气相组成液相组成40.0020.000.000.0010.0020.0030.0040.0050.00温度T60.0070.0080.0090.00100.00 13
表10.进料热状况参数的确定及q线方程的确定
进料量q L/h 7.1 9.9 13.2 16.1
比重1 0.946 0.945 0.943 0.9445 温度 27.6 28.0 28.0 27.9 比重2 0.9449 0.9441 0.9421 0.9436 Wf 0.3200 0.3241 0.3339 0.3268 XF tS/℃ tF/℃ 60.0 57.8 60.8 61.6 t/℃ 70.8 69.65 71.1 71.55 0.1555 81.6 0.1580 81.5 0.1640 81.4 0.1596 81.5 进料量q L/h 7.10 9.90 13.20 16.10 CP/(kcal/kg.℃) 0.6803 0.6868 0.6831 0.6789 rF/kcal/kg 536.91 536.90 536.86 536.89 进料量q L/h 7.10 9.90 13.20 16.10 进料热状况参数q XF 1.0274 1.0303 1.0262 1.0252 0.1555 0.1580 0.1640 0.1596 q线方程的确定数据计算过程举例：
以进料量为9.9即回流比为1.9的数据为例 ①原料液比重：dF=（0.945+0.945）/2=0.945
温度：T=（28.0 +28.0）/2=28.0
②则转换为原料液在30℃下的比重：
dF′=0.945-(27.9-30) ×(-0.000305)=0.9441 ③转化为原料液的质量分数:
WF=0.977+3.54734*0.9441-4.48986*0.9441^2=0.3241
④由温度-组成图可知WF=0.3241时，tS=81.5℃ 则温度t=(tF+tS)/2=(81.5+57.8)/2=69.65℃ ⑤比热Cp：
Cp=1.01+[3.1949*t*log(x)-5.5099x-3.0506t]×10-3
=1.01+[3.1949×69.65×log(0.3241)-5.5099×0.3241-3.0506×69.65]×10-3=0.6868kcal/(kg·℃)
⑥汽化潜热rF
rF=4.745×10-4x2-3.315x+5.3797×102
=4.745×10-4×0.32412-3.315×0.3241+5.3797×102=536.90kcal/kg
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