武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计
0.6599*(1?0.5198)y(1?x)??6?(1?0.6599)*0.5198?1.7925(1?y)x当t=79.7 ℃
?7?y(1?x)(1?y)x
0.7385*(1?0.6763) = (1?0.7385)*0.6763 =1.3517
当t=78.74 ℃
??n?1?2...?n3.6319
=10.5751?7.2738?5.2024?3.5782?2.4028?1.7925?1.3517= 7精馏段平均温度t1=80.17℃ 液相组成x1：
80.7?79.880.17?79.8?，x1=46.21%
39.65?50.79x1?50.7980.7?79.880.17?79.8?，y1=63.82%
61.22?65.64y1?65.64?气相组成 y1：
?精= y1x20.6382?0.5379??2.053y2x10.3618?0.4621?提馏段平均温度t2=90.94℃ 液相组成x2：
95.5?89.090.94?89.0?，x2=5.625%
1.9?7.21x2?7.2195.5?89.090.94?89.0?，y2=32.37%
17.00?38.91y2?38.91气相组成y2：
?提=y1x20.3237?0.94375??8.304 y2x10.6763?0.056253.2.2最小回流比及操作回流比计算：
根据101.325KPa下，乙醇-水的汽液平衡组成关系绘出乙醇-水x-y图，因为乙醇-水相平衡线具有下凹部分，在操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前，操作线已于平衡线相切，所以采用从(XD,XD）做相平衡线下凹部分做切线，从origin图知切线的切点e的坐标为(0.6789，0.740)由此可求出Rmin(见图3.2）：
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RxD?yemin?y?0.8182?0.74由下图可得
0.74?0.6789?1.28e?xe
图3.1 最小回流比的确定
确定回流比 R=(1.2-2.0）Rmin
由芬斯克方程确定Nmin:
l???XD??1?XW???g???N??1?X????lgD??XW???0.8182??1?0.006993???1?0.8182????0.006993????min=?l=g?ml?5.01g3.6319 6
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已知R、Rmin、Nmin由吉利兰图可查出不同R下对应的N，进而有经验公式进行经济核算，经计算可得：
回流比理论塔板数R 回流比R N 经费N（R+1） 1.1Rmin 1.408 14.153 34.082 1.2Rmin 1.536 12.404 31.458 1.3Rmin 1.664 11.472 30.561 1.4Rmin 1.792 10.801 30.156 1.5Rmin 1.92 10.272 29.993 1.6Rmin 2.048 9.836 29.980 1.7Rmin 2.176 9.468 30.071 1.8Rmin 2.304 9.152 30.239 1.9Rmin 2.432 8.877 30.466 2.0Rmin 2.56 8.635 30.741
作出N-R图，经济核算图N(R+1)-R，如下所示：
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由上面经济核算图N(R+1)-R可得，R=1.6Rmin=2.048为最优回流比。
3.2.3图解法求理论塔板数：
精馏段操作线方程yn?1?xRxn?D?0.6719xn?0.2684R?1R?1
FF?1Dx?Dyn?1?xw?1.6358xn?0.00445nR?1R?1提留段操作线方程
R?用逐板计算法可得：
精馏段操作线方
yn+1=0.6719xn+0.2684
程
提馏段操作线方yn+1=1.6358xn-0.0044
程 5
y 1
x -0.6719
b 0.2684
0.4586
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馏出液组成 釜液组成 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15
x 0.8182 0.7977 0.7783 0.7595 0.7404 0.7205 0.6987 0.6738 0.6438 0.6051 0.5509 0.4657 0.3111 0.1304 0.0221 0.0034
xd=0.8182 xw=0.006993 y 0.8182 0.8182 0.8044 0.7913 0.7787 0.7659 0.7525 0.7379 0.7211 0.7010 0.6750 0.6385 0.5813 0.4774 0.2089 0.0316
1 0.0880 0.0865 0.0851 0.0838 0.0824 0.0810 0.0794 0.0776 0.0754 0.0726 0.0687 0.0626 0.0514 0.0225 0.0034
-1.6358
-0.0045
0.2831
2.0874 1.8946 1.7266 1.5749 1.4331 1.2958 1.1584 1.0163 0.8647 0.6983 0.5127 0.3111 0.1304 0.0221 0.1226
0.7977 0.7783 0.7595 0.7404 0.7205 0.6987 0.6738 0.6438 0.6051 0.5509 0.4657 0.3064 -0.0811 -1.9089 -4.0108
由上表数据可得，精馏段理论板数为12块，提馏段理论板数为3块；总理论板数为15块，从第13块板开始进料。
3.3 精馏塔有关物性数据的计算
3.3.1操作温度计算
表5-1乙醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系
温/℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1
度
液相 0 1.90 7.21 9.66
气相 0
温/℃ 82.7
度
液相
气相
温/℃
度
液相
气相
23.37 54.45 79.3 57.32 68.41
17.00 82.3 38.91 81.5 43.75 80.7
26.08 55.80 78.74 67.63 73.85 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 50.79 65.64 51.98 65.99
12.38 47.04 79.8 16.61 50.89 79.7
利用表5-1中数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW。
进料口tF：
tF?82.382.3?81.5 tF=82.05℃ ?26.08?32.7328.13?26.089