qn,Wqn,L? y’=qn,V?x’-qn,V?xW=1.608x’-0.0001
（5） 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为：总理论板
层数NT=40，其中NT，精=20，NT，提=20（不包括再沸器），进料板位置NF=20。
2.实际板层数的求取
ET?0.49???L??0.245=0.53
精馏段实际板层数 Np,精=11/0.53=20 提馏段实际板层数 Np，提=11/0.53=20 总实际板层数 Np=Np精+Np，提=40
（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力
塔顶操作压力 pD?P当地?p表?90.8?8?98.8kpa 每层塔板压降 △p=0.5kpa
进料板压力 pF=98.8+0.5×20=108.8kpa 塔底压力 PW=108.8+0.5×20=118.8kpa 精馏段平均压降 pm=（98.8+108.8）/2=103.8kpa 提馏段平均压降 pn=（108.8+118.8）/2=114.8kpa 2．操作温操作温度 度
150 140 130 120 t 110 100 90 80 70 60 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 x(y) 0.6 0.7 0.8 0.9 1
2 y = 12.289x - 42.444x + 65 2 y = -14.237x - 15.649x + 145 t-x-y图
由图解理论板，见x-y图，得x1=0.957，x8=0.556，x16=0.0164
2
代入方程y=1.289x-42.444x+110.41得 塔顶温度 tD=66℃
进料板温度 tF=105℃ 塔底温度 tW=145℃
精馏段平均温度 tm=（64+105）/2=84.5℃ 提馏段平均温度 tn=（105+145）/2=125℃
3.平均摩尔质量
塔顶气、液混合液平均摩尔质量：由xD=y1=0.9，查平衡曲线得x1=0.875 MVDm=0.9×72+0.1×18=66.6 kg/kmol
MLDm=0.875×72+0.125×18=65.25 kg/kmol
进料板气、液混合液平均摩尔质量：由图解理论板，得yF=0.759,xF=0.556。 MVFm=0.759×72+0.241×18=54.65 kg/kmol MLFm=0.556×72+0.444×18=48.02 kg/kmol
精馏段气、液混合物平均摩尔质量：
MVm=（66.6+54.65）/2=60.63 kg/kmol MLm=（65.26+48.02）/2=56.64 kg/kmol
塔底气、液混合液平均摩尔质量：x16=0.0164,y16=0.0382 MVDn=0.0382×72+0.9618×18=20.06 kg/kmol MLDn=0.0164×72+0.9836×18=18.89 kg/kmol 提馏段气、液混合物平均摩尔质量：
MVn=（60.63+20.06）/2=40.35 kg/kmol MLn=（56.64+18.89）/2=32.77 kg/kmol
4.平均密度
（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 ρVm =
pmMVmRTm=
98.8?60.633
=2.01kg/m
8.314?(84.5?273.15) 提馏段
?Vn?PnMvm40.35?118.8??1.45 kg/m3 RTn8.314?(125?273.15)1= ?Wi/?i
3
3
（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：
?m塔顶液相平均密度：由tD=65℃，ρA=889.2kg/m，ρB=1000 kg/m。 ρ
LDm=
1?889.16kg/m3
0.9/889.2?0.1/10003
3
进料板液相平均密度：由tF=105℃，ρA=889.2kg/m，ρB=1000 kg/m。 进料板液相的质量分数为
0.945?889.2=0.94
0.945?889.2?1000?0.05513
?lFm?=894.65 kg/m
0.945/889.2?0.055/1000 ?A?精馏段液相平均密度为
3
?lm?(889.2?894.65)/2?891.93 kg/m
塔底液相平均密度：由tW=145℃，ρA=889.2kg/mρB=1000 kg/m
3
ρ
LVm=
13
=889.3 kg/m
0.990/889.2?0.001/1000提馏段液相平均密度为
?ln?(894.5?889.3)/2?892.18 kg/m
5．液相平均表面张力
液相平均表面张力计算公式： ?Lm??xi?i
塔顶液相平均表面张力：由tD=66℃时 ?A?26.4mN/m
?LDm?0.945?26.4?0.45?62.23?52.95(×10-3N/m)
进料板液相表平均面张力：由tF=105℃，?A?26.2mN/m,?B?54.21mN/m。
?LFm?0.9?26.2?0.1?54.21?29(×10-3N/m) 塔底液相平均表面张力:由tW=145℃， ?A?26.4mN/m,?B?42.21mN/m。
?LFm?0.999?26.2?0.001?42.21?26.2(×10-3N/m) 精馏段液相平均表面张力： ?LM?54.21?52.95?53.58(×10N/m)
-3
提馏段液相平均表面张力：?LM?52.95?42.21?47.58(×10N/m) 6.液相平均粘度
液相平均粘度计算公式： lg?Lm??xilg?i
-3
塔顶液相平均粘度：由tD=66℃，得?A?0.311cp,?B?0.330cp，计算得
?LDm?0.311cp
进料板液相平均温度：由tF=105℃，得?A?0.275cp,?B?0.310cp，计算得
?LFm?0.291cp
塔底液相平均粘度：由tW=145℃，得?A?0.225cp,?B?0.260cp，计算得
?LWm?0.259cp
精馏段液相平均粘度为
?Lm??0.311?0.291?/2?0.301cp ?Ln??0.291?0.259?/2?0.275cp
提馏段液相平均粘度为
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： umax?c?L??V ?V精馏段的气液相体积流率为
qvv? qV,L?qn,lMlm?0.054m3/s
3600?lmqn,LMLm3600?Lm?0.001476m3/s
qv,l?L1/2()?0.093 qn,v?v取板间距HT=0.53m，板上液层高度hL=0.04m，则 HT-hL=0.49m
附图4 Smith关联图
查图得C20=0.12 C?C20?
umax?Lm??Lm?C?C20()?0.122 ?0.0855?20?20??L??V889.3?1.45?C?0.122?3.019m/s
?V1.45取安全系数为0.6，则空塔气速为
u?0.6umax?0.6?3.019?1.81m1/s （2）塔径 D?4qV,V?u?0.95m1D=4qv.v/??=0.65m
按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为 Ar??D24qvv0.602??1.2m/s 实际空塔气速为 u=
AT0.5022.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
?0.502m2
Z精=（N精-1）HT=（20-1）×0.53=10.07m 提馏段有效高度为
Z提=（N提-1）HT=（20-3）×0.53=9.01m
在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为 Z=（Z精+Z提）+0.8×2=20.68m
（六）塔板主要工艺尺寸计算 1.溢流装置计算
因塔径D=0.8m，可用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。
（1） 堰长0.8w 取lw=0.66D=0.528m
（2） 溢流堰高度hW?hL?hOW 选用平直堰，堰上液层高度hOW近似取E=1，则 how?2.84E(2.84?qV,L??E?? 1000?lw?2/3qVL2/3)?0.0057mm lw取板上液层高度hL=0.05m，故
hW?hL?hOW?0.05?0.0114?0.0386 (3) 弓形降液管宽度Wd及截面积Af 由
查图得：
lw?0.66, DWd?0.124,故
ATD Af?0.0722AT?0.036m
?0.0722, Wd?0.124D?0.0992m
Af
附图5 弓形降液管的宽度与面积