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?共需要理论板数11块，加料板为由上至下第4块板，精馏段共3块板，提馏段
共7块板。
ii．图解法 ①
作图求（xe,ye）
根据甲醇-水（101.3kPa）的汽-液平衡组成可作出平衡线（附图1）
? q=1
?加料线x?xf?0.36
?加料线与平衡线交于点（xe,ye）=（0.36,0.625）
②
求最小回流比
?xe?xf?0.36 xD?0.835 ye=0.625
?
RminDyeRmin+1=xxDx=0.835-0.625e0.835-0.36=0.442
? Rmin=0.792
③ 求R
? R=1.3Rmin=1.030
④ 求精馏段操作线方程
?R=1.030 xD?0.835
?yn+1=RR+1xDn+xR+1=1.0300.8352.030xn+2.030
?yn+1=0.507xn+0.411
⑤
求提馏段操作线方程
? yL?qFn?1?L?qF?Wxn?WL?qF?Wxw ? yRD?FWn?1?D(R?1)xn?D(R?1)xw 又?R=1.030 ，D=0.0891kmol/s ，F=0.217kmol/s ，W=0.1279kmol/s ，
xw?0.029
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?yn+1=1.030×0.0891+0.2170.0891×2.030xn-0.12790.0891×2.030×0.029
yn+1=1.707xn-0.021 ⑥
在附图（1）上作出精馏段、提馏段直线
由图可知：NT=11
加料板是由上至下第4块板，精馏段共需3块板，提馏段共需7块板。
（3）实际塔板计算
根据甲醇-水（101.3kPa）的汽-液相平衡组成可画出温度组成图（附图2） 由
xw?0.02912 xD?0.835 可以在图上推出 tD=70.60°C C tw=96.15° 此时xA=0.174 此时，t1/2=(tD+tw)=83.38°C由粘度图（参见《化工原理》上册P276） 查出： uA=0.28mpa?s uB=0.35mpa?s
u=uAxA+uBxB=0.28×0.174+0.35×(1-0.174)=0.338mpa?s 由精馏塔全塔效率关联图（参见《化工原理》下册P118图10-19） 可求得：ET?47.5% ? N实=
（4）塔径计算
已知：板间距HT?0.5m
L=RD=1.030×0.0891=0.0918kmol/sNTET=110.475=23板(第8块板进料)
V=(R+1)D=(1.030+1)×0.0891=0.1809kmol/s由附图1得第4块加料板y=0.595
C 对照附图2得，此时tf=82.45°所以t=ρA=1+12(tD+tf)=76.53°C 此时 xA?0.35 yA?0.73 37911.22(76.53-20)1000=739.97kg/m ρB=1+9980.182(76.53-20)1000=987.84kg/m3
液体分子量：32×0.35+18×(1-0.35)=22.9
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气体分子量：32×0.73+18×(1-0.73)=28.2
ρ1L=xA/ρA+(1-xA)/ρ=884.18kg/m3Bρ101.325×28.2V=8.314×(273.15+76.53)=0.983kg/m3WL=L×M液=0.0918×22.9=2.102kg/sWV=V×M气=0.1809×28.2=5.101kg/sL2.102s=WLρ=m3/sL884.18=2.377×10-3L2.377×10-3×3600=8.56m3h=Ls×3600=/hVV5.101s=Wρ==5.19m3V0.983/sV3h=Vs×3600=5.19×3600=18684m/hFWLρV.1020.983LV=WVρ=2L5.101884.18=0.0137根据筛板塔的泛点关联图得 Cf20=0.082
由液体表面张力共线图得 δA?17.2mN/m δB?62.6mN/mδ=17.2×0.35+62.6×(1-0.35)=46.71mN/m液泛速度：Uδ）0（.2ρL-ρVf=Cf20×（20ρ）0.5=2.91m/sV
取泛点百分率为80%
U'n=0.8×Uf=2.328m/sA'Vsn=U'=5.19m2
n2.328=2.229
由P130表10-2选择单流型板，
lw=0.7D
由P127图10-40弓形降液管的宽度与面积得
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AfAT'''=AT-AnAT4ATππD42''''=0.088?A4×2.44π2'T=An1-0.088'=2.2291-0.088=2.44D=AT====1.76调整到=2.54m222D=1.83.14×1.84
Af=0.088AT=0.224mAn=AT-Af=2.54-0.224=2.32mUn=VsAn=5.192.32=2.24lw=0.7D=0.7×1.8=1.26m实际泛点百分率：UnUf=2.242.91=0.77
（5） 塔板设计工艺设计
a、选择平顶溢流堰,（参见《化工原理》下册P131表10-3），取hw?0.045m b、采取垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取h0?0.04m c、取液体进、出口安定区宽度，边缘区宽度 边缘区宽度Wc?0.05m
d、取孔径d0?0.006m ，孔间距 t=0.018mWS'?WS?0.07m
由弓形降液管的宽度和面积（参见《化工原理》下册P127图10-40） 可以推得
Wd=0.145D=0.145×1.8=0.261mx=D2D2-(Wd+Ws)=0.498m r=-wc=0.85222-1Aa=2×(xr-x+rsinA0=Aa0.907(td0)2xr)=1.59=0.16)2
=1.59×(0.9070.0180.006（6）塔板的校核
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① 精馏段
（a） 板压降的校核 取板厚?=3mm
?d0?36A0?0.5 AT-2Af=0.162.54-2×0.224=0.076
U0=VsA0=5.190.16=32.44
由干板孔流系数图（参见《化工原理》下册P132图10-45）查得C0=0.72
hd=12gρVρL(u0C0)=212×9.8lh(lw)×0.983884.18×(32.440.72)=0.115m液柱
2lwD=0.7×1.81.8=0.7
2.5=8.56(1.26)2.5=4.80
由液流收缩系数图（参见《化工原理》下册P134 图10-48）得E=1.02 ∴how=2.84×10E(VsAT-2Af0.5-3lhlw)23=2.84×10-3×1.02×(8.561.26)23=0.0104m液柱
Ua==5.192.54-2×0.2240.5=2.481m/s
Fa=UaρV=2.481×0.983=2.460
由充气系数?和动能因子Fa间的关系（见《化工原理》下册P132 图10-46）
得?=0.57
hL=β(how+hw)=0.57×(0.0104+0.045)=0.0316mhf=hl+hd=0.0316+0.115=0.1466m液柱
液柱
本设计常压操作，对板压降本身无特殊要求。 （b） 液沫夹带量的校核 按 FLV=0.0137和泛点百分率0.77
由液沫夹带关联图（参见《化工原理》下册P132 图10-47）得??0.15
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