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目录化工原理课程设计任务书 (4)前言 (4)1.1 设计目的 (4)1.2 塔设备简介 (5)2流程简介 (6)3 工艺计算 (7)3.1物料衡算 (7)3.2理论塔板数的计算 (8)3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (8)3.2.2 q线方程 (8)3.2.3平衡线 (8)3.2.4求最小回流比及操作回流比 (9)3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (10)3.2.6操作线方程 (10)3.2.7逐板法求理论板 (10)3.2.8实际板层数的求取 (11)4塔的结构计算 (11)4.1混合组分的平均物性参数的计算 (11)4.1.1平均温度tm (11)4.1.2平均摩尔质量 (12)4.1.3平均压强pm (13)4.1.4平均密度 (14)4.1.5液体的平均粘度 (16)4.1.6液相平均表面张力 (17)4.2塔高的计算 (19)4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (19)4.2.2塔径 (20)4.2.3 塔径的圆整 (20)4.2.4塔截面积AT (20)4.2.5实际空塔气速u (21)4.3精馏塔有效高度的计算 (21)5塔板主要工艺尺寸的计算 (21)5.1溢流装置计算 (21)5.1.1堰长lw (21)5.1.2溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式 (22)5.1.3弓形降液管宽度Wd及截面积Af (22)5.1.4降液管底隙高度h0 (24)5.2塔板布置及浮阀数目与排列 (24)5.2.1塔板的分块 (24)5.2.2边缘区宽度确定 (24)5.2.3开孔面积的计算 (24)5.2.4开孔率的计算 (25)6筛板的流体力学验算 (27)6.1气相通过浮阀塔板的压降 (27)6.1.1干板电阻 hc (27)6.1.2板上充气液层阻力h1 (27)6.2、液泛验算 (28)6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度P h (28)6.2.2液体通过降液管的压头损失hd ， (28)6.2.3板上液层高度，取h L =0.05m (28)6.3液沫夹带 (28)6.4漏液的验算 (30)7塔板负荷性能图 (31)7.1漏液线 (31)7.2液沫夹带线 (31)7.3液相负荷下限线 (32)7.4液相负荷上限 (32)7.5液泛线 (33)8精馏塔的工艺设计结果总表 (35)9.塔附件设计 (36)9.1 接管——进料管 (36)9.2 法兰 (36)9.3筒体与封头 (36)9.3.1筒体 (36)9.3.2封头 (36)9.4 人孔 (37)9.5冷凝器 (37)9.6再沸器 (37)10.参考书目 (38)总结 (39)指导教师评语 (40)化工原理课程设计任务书前言化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。
化工原理课程设计一分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馆塔课程设计说明书狸珀空戏分离正庚烷■正辛烷混合液味衽石称的筛板精帽塔设计姓名________________________学号________________________班级________________________指导教师_____________________ 校方_________________________ 企方设计地点_____________________设计时间2014年5月31日目录1.设计任务及要求 (3)11设计任务 (3)1.2设计内容 (3)2.主要基础数据 (3)3・设计计算 (4)3.1设计方案的确定 (4)3.2精憎塔的物料衡算 (4)3.3塔板数的确定 (5)3.4精馆塔工艺条件及有关物性数据 (6)3.5精馆塔塔体工艺尺寸计算 (8)3.6全凝器冷凝介质的消耗量 (9)3.7再沸器加热介质的消耗量 (10)4.筛板塔设计结果汇总 (11)5.工艺流程图 (11)6.设计感想 (12)7.参考文献 (12)设计题目：分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馅塔1.设计任务及要求1.1设计任务在一常压操作的连续塔精馆塔内分离正庚烷-正辛烷混合物。
原料液年处理量为20000t,料液浓度为50% （正庚烷质量分数）。
要求塔顶产品正庚烷浓度为98. 5%（质量分数），塔底釜液中正辛烷浓度不低于98%（质量分数）。
设计条件如下：根据上述工艺条件进行筛板塔的设计计算。
1.2设计内容1 •设计方案的确定及流程说明;2.工艺计算；3.主要设备工艺尺寸设计；4.设计结果汇总；5.工艺流程图；6.设计感想。
2.主要基数数据以上为实验数据，也可用安托尼公式计算：三表3 A、B. C取值温度/° C A B C正庚烷 6.02 1263.91 216.432 正辛烷 6.05 1356.36 209.635表4液体密度(Kg/n?)表7液体汽化热(KJ/mol)温度/。
化工原理课程设计一分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馆塔课程设计说明书狸珀空戏分离正庚烷■正辛烷混合液味衽石称的筛板精帽塔设计姓名________________________学号________________________班级________________________指导教师_____________________ 校方_________________________ 企方设计地点_____________________设计时间2014年5月31日目录1.设计任务及要求 (3)11设计任务 (3)1.2设计内容 (3)2.主要基础数据 (3)3・设计计算 (4)3.1设计方案的确定 (4)3.2精憎塔的物料衡算 (4)3.3塔板数的确定 (5)3.4精馆塔工艺条件及有关物性数据 (6)3.5精馆塔塔体工艺尺寸计算 (8)3.6全凝器冷凝介质的消耗量 (9)3.7再沸器加热介质的消耗量 (10)4.筛板塔设计结果汇总 (11)5.工艺流程图 (11)6.设计感想 (12)7.参考文献 (12)设计题目：分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馅塔1.设计任务及要求1.1设计任务在一常压操作的连续塔精馆塔内分离正庚烷-正辛烷混合物。
原料液年处理量为20000t,料液浓度为50% （正庚烷质量分数）。
要求塔顶产品正庚烷浓度为98. 5%（质量分数），塔底釜液中正辛烷浓度不低于98%（质量分数）。
设计条件如下：根据上述工艺条件进行筛板塔的设计计算。
1.2设计内容1 •设计方案的确定及流程说明;2.工艺计算；3.主要设备工艺尺寸设计；4.设计结果汇总；5.工艺流程图；6.设计感想。
2.主要基数数据以上为实验数据，也可用安托尼公式计算：三表3 A、B. C取值温度/° C A B C正庚烷 6.02 1263.91 216.432 正辛烷 6.05 1356.36 209.635表4液体密度(Kg/n?)表7液体汽化热(KJ/mol)温度/。
正己烷和正戊烷课程设计一、教学目标本节课的教学目标是让学生掌握正己烷和正戊烷的结构、性质、同分异构体以及它们的物理和化学性质。
通过学习，学生能理解烷烃的基本概念，并能运用这些知识解决相关问题。
1.掌握正己烷和正戊烷的结构特点。
2.掌握正己烷和正戊烷的同分异构体。
3.理解正己烷和正戊烷的物理和化学性质。
4.学会用化学式表示正己烷和正戊烷的结构。
5.学会用化学式判断正己烷和正戊烷的同分异构体。
6.学会运用正己烷和正戊烷的性质解释实际问题。
情感态度价值观目标：1.培养学生对化学学科的兴趣和好奇心。
2.培养学生勇于探索、积极思考的科学精神。
3.培养学生珍惜资源、保护环境的意识。
二、教学内容本节课的教学内容主要包括正己烷和正戊烷的结构、性质、同分异构体以及它们的物理和化学性质。
具体包括以下几个方面：1.正己烷和正戊烷的结构特点。
2.正己烷和正戊烷的同分异构体。
3.正己烷和正戊烷的物理性质，如沸点、熔点、密度等。
4.正己烷和正戊烷的化学性质，如燃烧、卤代等。
三、教学方法为了提高学生的学习兴趣和主动性，本节课将采用多种教学方法，如讲授法、讨论法、案例分析法和实验法等。
1.讲授法：教师通过讲解正己烷和正戊烷的结构、性质、同分异构体等基本概念，使学生掌握相关知识。
2.讨论法：学生分组讨论正己烷和正戊烷的物理和化学性质，培养学生的合作精神和口头表达能力。
3.案例分析法：教师给出实际问题，引导学生运用所学知识解决问题，提高学生的应用能力。
4.实验法：学生动手进行实验，观察正己烷和正戊烷的性质，培养学生的实验操作能力和观察能力。
四、教学资源为了支持教学内容和教学方法的实施，丰富学生的学习体验，我们将选择和准备以下教学资源：1.教材：正己烷和正戊烷的相关内容。
2.参考书：提供正己烷和正戊烷的详细介绍，以便学生课后拓展学习。
3.多媒体资料：正己烷和正戊烷的结构模型、实验视频等，帮助学生更直观地理解知识。
4.实验设备：用于进行正己烷和正戊烷的实验操作，让学生亲身体验和学习。
word格式整理版化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯（1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物班级：化工06-2班姓名：毕胜指导教师：马庆兰设计成绩：日期：2009.6.8-2009.7.4设计任务书目录工艺流程简图第一部分精馏塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度二、回流罐压力三、塔顶压力四、塔顶温度五、塔底压力六、塔底温度七、进料压力八、进料温度第三节最小回流比的确定第四节最少理论板数的确定第五节适宜回流比的确定一、作N-R/R min图二、作N（R+1）-R/R min图三、选取经验数据第六节理论塔板数的确定第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定附表：温度压力汇总表第八节塔径计算一、精馏段塔径二、提馏段塔径第九节热力学衡算附表：全塔热量衡算总表第二部分塔板设计第一节溢流装置设计第二节浮阀塔板结构参数的确定第三节浮阀水力学计算第四节负荷性能图第三部分板式塔结构第一节塔体的设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选用四、裙座设计第二节接管的设计第四部分辅助设备设计第一节全凝器设计第二节再沸器选择第三节回流泵选择第五部分计算结果汇总第六部分负荷性能图第七部分分析讨论附录参考资料第一部分 精馏塔的工艺设计第一节 产品组成及产品量的确定一、清晰分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。
现将已知数和未知数列入下表中：注：表中F 、D 、W 为质量流率，a 1、a 2、a 3为质量分率列全塔总物料衡算及组分A 、B 、C 的全塔物料衡算得，Wa 0.3F W a 0.01D 0.42F 0.013W 0.99D 0.28F WD F W ,3W 2＝＋＝＋＝＋＝，由（1）、（2）两式，F F W 7267.0013.099.028.099.0＝＝--⨯将式（5）代入式（4）解得，4123.07276.03.0,3＝＝FFa W由式（1），0.2724F 0.7276)F (1W F D ＝－＝－＝由式（3），0.726F 0.274F 0.010.42F W ,2⨯⨯a ＋＝解得，0.5735 W ,2＝a1.00.41230.57350.013 W ,3W ,2W ,1＝＋＋＝＋＋a a a说明计算结果合理 已知，h t 8.8F ＝解得，ht 2.48.80.2724D ht 6.48.80.7267W ＝＝＝＝⨯⨯二、质量分率换算成摩尔分率（P411）物性参数 化工热力学 P189注：温度单位K ，压力单位0.1MPa换算关系式：()∑=Ni i ijj j M aM a x 1＝()3268.0168.1063.0114.9242.0114.7828.0114.7828.0111F ,1＝＋＋＝＝∑=Ni i iM aM a x同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率解得，hkmol 65.78h kmol 30.74hkmol 6.529==W D F ＝三、物料平衡表将以上的结果列入下表中：物料平衡表第二节 操作温度与压力的确定一、回流罐温度一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：℃＝△20t 已知，冷却剂温度：℃25=i t 则，℃△回45=+=t t t i二、回流罐压力纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199K t T 15.31815.273=+=回回以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()/ln(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-C S P P01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，解得MPa P b 1.00985.00⨯=MPa P x Px P b D a D 1.02957.00985.00085.02974.09915.00,20,1⨯=⨯+⨯=⨯+⨯=回∵atm P 1<回∴取MPa atm P 1.00133.11⨯==回三、塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.15atm 则，MPa P P 1.01653.1atm 15.115.0⨯==+=回顶四、塔顶温度露点方程：∑==ni i i p p y 11 试差法求塔顶温度℃顶2.85=t五、塔底压力MPaP P P P N P 1.03652.1atm 2.0⨯=+=≈⋅=全顶底单实际全△△△六、塔底温度泡点方程：p x pni i i=∑=1试差法求塔底温度℃底7.128=t七、进料压力设计中可近似取：MPa P P P 1.02653.12⨯=+=底顶进八、进料温度（P498）物料衡算和相平衡方程：1)1(111,==-+∑∑==Ci Ci i iFi x eKx1.0=e （质量分率）试差法求进料温度℃进9.112=t将代入方程式的结果列如下表中：106.02995.05564.02995.03268.0,=--=--=ii i F i x y x x e （摩尔分率）第三节 最小回流比的确定（P502）005.011,≤+--∑=ni ij Fi ij q x θαα ℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t mMPa p p pm 1.02653.12/)(⨯=+=底顶操作压力试差法求θ563.1=θ882.11562.110085.01562.13760.29915.03760.211,min ∑==--⨯--⨯=--=ni ij D i ij x R θαα第四节 最少理论板数的确定（P503）3879.22315.26435.16657.35551.24618.01799.10000=⋅=======W D m b a Wb a D p p p p ααααα 6.813879.2lg )0162.06058.00085.09915.0lg(1lg ))()lg((min =-⋅=-=m W l h D h l x x x x N α（不包括再沸器）第五节 适宜回流比的确定21)1(75.0minmin567.0+-=+-=-=N N N Y R R R X X Y （不包括再沸器）一、作N-R/R min 图二、作N （R+1）-R/R min 图三、选取经验数据58.1/min =R R974.2=R第六节 理论塔板数的确定（P504）4.153895.016.83895.02123895.0)2747.01(75.0)1(75.02747.01974.2882.1974.21min 567.0567.0min =-+⨯=-+==-=-==+-=+-=Y N Y N X Y R R R X4.161603.1]7404.307820.65)0085.00162.0(3268.04156.0[)]()()[(206.02206.02=+=+=⋅⋅==T S R Dh Wl F l h S R N N N D W x x x x N N 联立解得，3.61.10==S R N N第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）℃操作温度底顶1072/)(=+=t t t m液体粘度由查图确定（P375），sm P a s m P a sm P a c b a ⋅=⋅=⋅=29.025.023.0μμμsmPa x i F i L ⋅=⨯+⨯+⨯=⋅=∑2538.029.02576.025.04156.023.03268.0,μμ3760.29088.01595.200===b a m p p α5547.0)2538.03760.2(49.0)(49.0245.0245.0=⨯=⋅=--L m T E μα191185547.01.10285547.04.15=+=======RP T R RP T T P N N E N N E N N 进（不包括再沸器） N P 与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。
正己烷、正庚烷、正戊烷浸出大豆油动力学特性研究
李昌;王宇峰
【期刊名称】《粮食与油脂》
【年(卷),期】2008(000)007
【摘要】采用平板模型建立浸出动力学模型,确定正己烷、正庚烷、正戊烷等不同溶剂浸出大豆油浸出参数和对浸出过程影响.结果表明:采用平板模型建立数学指数模型能较好描述浸出过程,回归分析得出浸出速率和平衡系数,表明溶剂不同对油料浸出效果有较大影响,油脂萃取过程中正庚烷浸出速率较大和扩散系数较高,使用正戊烷萃取后大豆粕残油率较低.
【总页数】3页(P14-16)
【作者】李昌;王宇峰
【作者单位】江南大学食品学院,食品科学与技术国家重点实验室,江苏无
锡,214122;江南大学食品学院,食品科学与技术国家重点实验室,江苏无锡,214122【正文语种】中文
【中图分类】TS221
【相关文献】
1.正戊烷浸出大豆油工艺研究 [J], 李昌
2.正戊烷浸出大豆油的工艺研究 [J], 李昌;金青哲;刘方波;王兴国
3.新型制油溶剂正戊烷浸出大豆油的研究 [J], 刘方波;刘元法;王兴国;宗可宝
4.正戊烷和正己烷在无黏结剂5A分子筛上的吸附动力学特性 [J], 沈本贤;孙辉
5.二组分气体在固体上吸附的研究(Ⅲ)——丙酮-正己烷、甲苯-正己烷、苯-正己烷、正戊烷-正己烷分别在硅烷化硅胶上的吸附 [J], 戴闽光
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异戊烷戊烷己烷a（lk，hk）D 2.764705882270.4134641V`205.25Wa（lk，hk）W 2.208333333a0.0097#N/A#N/A 异戊烷0戊烷A己烷B庚烷C A B C b0.00090.00720.1417 F0.230.350.260.16异戊烷 6.786321075.78233.205xi0.0107#N/A#N/A D0.39730.58270.020戊烷 6.833151040.73235.445压力187.86 W00.030.590.38己烷 6.870241168.72224.21Nmin+17.020741156 3.3 2.6 1.170.54各组分M72.148872.14986.175100.202庚烷 6.893851264.37216.636a（C，hk）D0.376470588进料M a（C，hk）W0.4666666673 2.5 1.10.5进料摩尔流率FD89.1246W64.8285异戊烷110.7547222 2.9 2.4 1.060.48戊烷176.62736680.729971494xc，D 2.87549E-05己烷45.065907430.270028506a（0，hk）D 3.588235294yi=Kixi0.0304#N/A#N/A庚烷15.35321728a（0，hk）W 2.725 2.85 2.35 1.03X0，W0.003915662塔顶M147.9141682塔底M异戊烷戊烷己烷xif0.19370.32180.2938 D88.7851W组分异戊烷戊烷己烷庚烷yif0.33890.43450.1586异戊烷戊烷己烷庚烷Ki 1.6 1.40.40.141.30.950.330.133 1.027885827t=40P=147.81.008685549t=66x10.32450.62130.05881600.780.60.190.0731.16655948t=35P=101.3250.770.60.180.0571.7948667181.8648684 1.169320322t=202.620.850.180.915673446t=801.7 1.30.490.1951.019633335t=60最小回流比0.9283合适回流比1.7452选定组分：己烷a(0,B)D a(A,B)D a(B,B)D a(C,B)D最小理论版 6.0207理论板数10.9943.588235294 2.76470588210.376470588精馏段板数11提馏段板数9a(0,B)W a(A,B)W a(B,B)W a(C,B)W2.725 2.20833333310.466666667平均值 3.126969967 2.47090917610.419149466进料液相塔顶气相塔顶液相异戊烷戊烷己烷庚烷试差粘度0.18630.00742.22 1.70.670.29t=70同根pp 1.350716密度 4.7231#N/ARmin表面张力0.01271.190.880.320.119t=451.310.960.330.133t=48N（理论板）R温度压力 1.250.950.360.128t=46.5塔顶冷凝冷凝水30回流罐45160 1.260.940.340.1347NR/NS塔顶50175.2NS 5.870649968NR 6.12315685进料66181.8650塔底末板94187.86塔底100.3188.53液相粘度异戊烷戊烷己烷庚烷塔顶加热水蒸气150.3660.1530.1610.220.26进料液相粘度相对挥发度全塔效率Et异戊烷戊烷己烷庚烷试差精馏段塔板数t=100.3提馏段塔板数（校核前）总板数（校核后）板 20 第11块板进料9.塔径计算基本条件塔顶温度50压力（kpa）175.19875条件塔底温度100.3 M C12.011H 1.00794组分异戊烷戊烷己烷庚烷饱和液体kcal/kg122120.5120组分异戊烷0戊烷A己烷B庚烷C饱和液体kcal/kg8887.58735饱和气体kcal/kg185193.5195 M（kg/kmol）72.148872.14986.175100.202饱和气体kcal/kg165193.5195120饱和液体kJ/kg510.81504.53502.44平均摩尔质量（kg/kmol）SUM（yiMi）饱和液体kJ/kg368.456366.3625364.269366.545饱和气体kj/kg774.6810.18816.47质量分率#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A饱和气体kj/kg690.855810.1845816.465722.44饱和液体kJ/kmol368553640143298板温度饱和液体kJ/kmol26583.6508826432.6074131391.0122136728.5201饱和气体kj/kmol558865845470359板压力（kpa）饱和气体kj/kmol49844.3454158453.8232570359.165372389.88953条件回流罐温度45液相密度590595630660529543582617条件进料温度66压力（kpa）181.8648684饱和液体kcal/kg8685.585液相混合物平均密度 =1/SUM(a*饱和液体kcal/kg10099.510046饱和液体kJ/kg360.08357.99355.9 yw0.0128042140.07950.705720.211671229 1.009695443饱和气体kcal/kg173182180128饱和液体kJ/kmol259792582830669气相混合物平均密度=M（均）P/饱和液体kJ/kg418.7416.6065418.7412.602精馏段液体流量 L=RDM(均)/p（l）L=(RD+F）M/pl饱和气体kj/kg724.351762.034753.66755.936饱和液体kcal/kg0.56250.610.568精馏段气体流量 V=(R+1)DM(均)/p（V=((R+1)D+qF-F)M(均)/p（饱和液体kJ/kmol30208.6941930057.6507236081.6232341343.52085饱和液体kJ/kg 2.3552 2.5541 2.3782 L/V*(pl/ps）^0.5饱和气体kj/kmol52261.0409454979.8234264946.9218275746.25372饱和液体kJ/kmol169.92184.27204.94 htHlHl-htCo表面张力（N/m）0.0120.01270.01520.01740.0070.00760.01040.0126平均表面张力表面张力校正系数气体负荷因子最大气速u max38790.34332汽化潜热151.87气速 u143.64塔径D171734.97722113.039125150.3 16005001600500 4.1742075.582691波律法最大容许气速系统因数Ks1安全系数0.821过量雾沫夹带3过量漏液1冷凝器适宜气速0#N/A#N/A02255.577308#N/A Q冷却2547373.585 3.553745Q冷塔径D10#N/A#N/A102255.577308#N/A冷凝器M均气15#N/A#N/A152255.577308#N/A@tm@t15@t215塔体设计20#N/A#N/A202255.577308#N/A A336.54370.2K#N/A#N/A#N/A#N/A25#N/A#N/A252255.577308#N/A根数700缺圆玹高Lb/lw0A B C30#N/A#N/A302255.577308#N/A壳程流通面0.0612管城流通面810*L/(lw)^2.5精馏段0.00000790.0000070.0000070.000006735#N/A#N/A352255.577308#N/A壳程结构参11.1325*2.5 how提馏段0.0000090.00000820.00000780.000007740#N/A#N/A402255.577308#N/Ahl`M72.1487872.1487886.17536100.2019445#N/A#N/A452255.577308#N/A tm35导热系数0.626粘度hio xD0.3959453810.5840546190.02050#N/A#N/A502255.577308#N/A定牙比热 4.174密度精馏段 2.65691E-05 3.47269E-05 1.29963E-0607.49815E-0755#N/A#N/A552255.577308#N/A lw/D(取值)0.7lw1120xw#N/A#N/A#N/A#N/A60#N/A#N/A602255.577308#N/A u0.776610473Re21236Pr Wd/D0.0143Wd255提馏段#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A65#N/A#N/A652255.577308#N/A ai3918.572398 Ad/AT0.0878Ad0.1765精馏段提馏段70#N/A#N/A702255.577308#N/Ahs（选择，mm）50hw（mm）40m#N/A#N/A精馏段提馏段75#N/A#N/A752255.577308#N/A液膜平均温度45 Fo13hb（mm）50e#N/A#N/A孔0.00244920.00257792280#N/A#N/A802255.577308#N/A72.1487872.14986.175100.2 uo CV#N/A#N/A Fo#N/A#N/A85#N/A#N/A852255.577308#N/A摩尔组成0.3959453810.58410.020 &CF0.1330.133停留时间#N/A#N/A90#N/A#N/A902255.577308#N/A导热系数0.0970.1040.1080.116 (uo）c KS ud#N/A#N/A95#N/A#N/A952255.577308#N/A粘度0.1850.1930.250.321.5(uo）c Z（ud）max#N/A#N/A100#N/A#N/A1002255.577308#N/A密度597603638667uo（取值）F1#N/A#N/A0.7udmax#N/A#N/A105#N/A#N/A1052255.577308#N/A汽化潜热78.584.583.7584.5 WF90Wc80F1#N/A#N/A110#N/A#N/A1102255.577308#N/A328.6795353.8350.66353.8 AB(cm^2)15970hd1#N/A#N/A115#N/A#N/A1152255.577308#N/A n18.65225409正三角形错排hc(M)hd2#N/A#N/A120#N/A#N/A1202255.577308#N/A ao1202.323844 hc(M)hd(m)#N/A#N/A125#N/A#N/A1252255.577308#N/A K584.0193363A386.150.2119 hl~Hd#N/A#N/A130#N/A#N/A1302255.577308#N/A冷却器K=400 hp HT+hw2淹塔线4降液管负荷线@t15@t215tm Hd/&#N/A#N/A a#N/A#N/A Vb Lb A352.5358612387.79K400 As b0#N/A#N/A根数136缺圆玹高r0.72As#NAME?c500#N/A#N/A壳程流通面0.0773管城流通面x0.455d1000#N/A#N/A壳程结构参 4.119*2 N0#N/A#N/A1500#N/A#N/A校核计算精馏段提馏段10#N/A#N/A2000#N/A#N/A tm37.5导热系数0.618粘度干板压力降#N/A#N/A15#N/A#N/A2500#N/A#N/A定牙比热 4.174密度液层压力降#N/A#N/A20#N/A#N/A3000#N/A#N/A#N/A#N/A25#N/A#N/A3500#N/A#N/A u0.776610473Re21236Pr#N/A#N/A30#N/A#N/A4000#N/A#N/A ai5389.572754PT27922堰上液层高度#N/A#N/A35#N/A#N/A4500#N/A#N/A雾沫夹带量#N/A#N/A40#N/A#N/A5000#N/A#N/A Ai38.433643.356tw43.697泛点率#N/A#N/A45#N/A#N/A5500#N/A#N/A Ao48.68256Am Tw45.004通过降液管损失#N/A#N/A50#N/A#N/A6000#N/A#N/A液膜平均温度47.50183307降液管内液面高度#N/A#N/A55#N/A#N/A6500#N/A#N/A摩尔组成0.3959453810.58410.020停留时间#N/A#N/A60#N/A#N/A7000#N/A#N/A导热系数0.110.1150.120.125降液管中流速#N/A#N/A65#N/A#N/A7500#N/A#N/A粘度0.20.220.30.37泄露点阀孔动能因数#N/A#N/A70#N/A#N/A8000#N/A#N/A密度61061565067875#N/A#N/A8500#N/A#N/A汽化潜热81.2587.586.2586.380#N/A#N/A9000#N/A#N/A340.19375366.36361.13361.3485#N/A#N/A5液相负荷下限n 5.746108388正三角形错排90#N/A#N/A1000 3.4384ao#N/A 52031620 3.211768002255 3.01552106495#N/A#N/A2000 3.4384K#N/A A#N/A100#N/A#N/A3000 3.4384再沸器塔体结构设计105#N/A#N/A7000 3.4384K1000T150.3tw110#N/A#N/A8000 3.4384@tm50Am24.36526.802平均温度75.15平均压力181.86Q235直径（mm） 1.6115#N/A#N/A9000 3.4384HD 1.2圆筒形裙座基础环内径 1.3120#N/A#N/A10000 3.4384回流泵HF 1.2个Ф50mm的排气孔，两个Dg450的人孔螺栓孔中心线直径外径 1.9125#N/A#N/A10100 3.4384粘度（50）0.1750.1860.260.305HW2裙座高度4 1.74130#N/A#N/A10200 3.4384管径25×3u2H14.1mm，曲面高度为400mm，直边高度Dg3000000RE434427①塔顶蒸气出口管的直径d VuV20dV0.2697176*4H（伸出长度）200#N/A3737.651216#N/A#N/A 2.4076433128.686326.288②回流管直径d R uR2dR#N/A③进料管直径d F uv19um9.5进料温度66e#N/A液相质量（kg/kmol）81.77909201压力0.0039156620.030.58810.377984338V#N/A混合气相M#N/A混合气相密度#N/A520.2659091535.5545455575.1272727610.843181876*4dF#N/A219*6 2.0371*******.06663636338.2323491230.8891558587.2253266④塔底出料管管径d Wuw1dw#N/A L#N/A200Dg125·0.0034691710.027*******.5759839260.393186645⑤塔底至再沸器的接管管径d Lul1循环比5db#N/A dl#N/A273*8密度587.2253266⑥再沸器反塔联接管管径d b e0.2V#N/A273*81.1115 1.056228辅助设备选型负荷性能#N/A#N/A0.54#N/A#N/A壳程176管程0.216.22449E-06FLA400-25-25-20.003950004#N/A#N/A5.最小回流比6.合适的回流比及理论板数7.适宜的进料位置8.全塔效率6 5.6#N/A#N/A#N/A#N/A4.476816661#N/A16.715224991#N/A 1.09管程壳程5.981743167#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/AFLA900-325-16-4 #N/A#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A校核计算Hv2#N/A#N/A72.4293116#N/A精馏段提馏段#N/A#N/A冷却水用量汽化潜热水的定压比热水蒸气用量进料混合Hlf #N/A#N/A塔顶冷凝器Qc7168217.948#N/A#N/A0.912883171#N/A0.0922012#N/A热回流摩尔流率154.9486477进料混合液Hlf34367.86961塔底再沸器QB4385787.433进料混合Hlf（V）17713.74230.1010.09塔底液相Hlw45815.87699塔底再沸器的加热饱和水蒸汽温度150.30.012679613#N/A0.50.5塔顶液相Hl126591.580470.450.45回流罐饱和液相HlD25985.05742#N/A0.050.05塔顶气相Hv155283.04714.723143932#N/A回流罐温度下比热#N/A#N/A3737.651216#N/A5094175.19875187.864375#N/A#N/A1.009695443可见校核了组成后对塔底温度基本没有影响精馏段提馏段10.热量衡算#N/A#N/A10.33358883约为108.219827668约为91.000319188.53098680.186334691塔底温度 2.470909176Kixi=10.5925489150.9867639771.0430117420.994400596塔底压力kpa 1.004703625P底=P顶+20*5/760*101.325(在3.17和1之间）0.5515794160.9283086861.05852463710.993806820.97086767 1.745210824塔顶压力kpaP顶=P罐+0.1~0.2atm175.19875塔顶温度yi/Ki=1气化率e=1-q=0.251.076180883精馏段板上组成确定0.991543068凝液罐温度t凝=t冷却剂+10~204591.00146682压力校核4.进料状态65.16802863Kixi=1xiF/（1+（Ki-1）*e）#N/A泡点方程求凝液罐压力kpa 3.126969967Pixi=1（大于10的-4次方，带回校核）72.4293116进料气液相组成各组分组成K（异戊烷）/K（己烷）【D】K（异戊烷）/K（己烷）【W】相对挥发度平均值=（ a（0，hk）D* a（0，hk）W）^0.5KPa0.419149466校核后（小于10的-4次方，清晰分割法正确）K（庚烷）/K（己烷）【D】#N/A80.2841964饱和蒸汽压K（庚烷）/K（己烷）【W】#N/A 153.9530886lgP（mmHg）=A-B/(t+C）相对挥发度平均值=（ a（C，hk）D* a（C，hk）W）^0.5#N/A1.物料衡算各组分组成安托因方程系数K（戊烷）/K（己烷）【W】相对挥发度平均值=（ a（lk，hk）D* a（lk，hk）W）^0.52.470909176#N/A#N/A总板数20提馏段最末板组成未校核前各组分饱和蒸汽压K（戊烷）/K（己烷）【D】3.非清晰分割法校核2.塔底塔顶温度压力塔板压力降#N/A#N/A #N/A0.19766016①塔顶蒸气出口管的直径d V300公称直径1400数目5xif 0.1920.31910.29126#N/A②回流管直径d R 76*4塔总高曲面高度400位置1,7,11,16，塔底yif#N/A#N/A#N/A③进料管直径d F 219*6筒体总高直边高度25板间距0.6④塔底出料管管径d W76*4筒体壁厚6封头壁厚6规格Dg450⑤塔底至再沸器的接管管径d L273*8裙座总高4塔顶空间高度1.2⑥再沸器反塔联接管管径d b273*8裙座壁厚6进料空间高度 1.2塔体人孔塔底空间高度2裙座人孔人孔标准椭圆封头庚烷65.168#N/A 异戊烷0戊烷A己烷B 庚烷C 0.0911F0.230.350.260.16#N/AD0.395950.5840546190.020t=98#N/A #N/A #N/A #N/A y2#N/A #N/A #N/A #N/A t=96yi #N/A #N/A #N/A #N/A t=94.7xi#N/A#N/A#N/A#N/A#N/A 0.45t=94回流罐1.190.880.320.119塔顶 1.220.940.340.128塔底 3.27 2.65 1.20.56进料1.75 1.350.540.21庚烷0.19940.0419塔底气相末板气相末板液相冷凝器0.00780.19078#N/A #N/A601.466#N/A压力（kpa 188.5368143504.72818.745057482039压力（kpa 16033358.17358890.552.3029230.75回流罐饱和液相HlD 25985.1塔底液相Hlw 45815.9塔顶气相Hv155283进料混合液Hlf 34367.9塔顶液相Hl126591.6损失热量Q损219289塔顶第二板气相Hv2#N/A 全塔热量Q总9676827塔顶冷凝器Qc 7168218塔底再沸器QB 4385787冷却水用量171735水蒸气用量2075.582108.22133.62113精馏段提馏段液量流量18.981140.788291395E+06气相流量3737.653218.434773气速 u 0.759980.5752116459.1024塔径D1.31887 1.40673513265021.6适宜气速#N/A #N/A 0.0618塔径D #N/A #N/A0.727993.954.847472.4290.10130.39440.5817924710.02380.1908601.4782.109343.799.102426.10.0120.801995.75.41#N/A 0.2283#N/A #N/A 355.9100.30.1828§3.1塔体的尺寸、材料及开孔筒体材料Q235钢壁厚5.4333比热Smith法波津法4.确定塔筒体高度（1）：设计H D =1.2m；（2）：H F =1.2m；（3）H W取塔底液体停留时间为4分钟，根据塔底液体流量34.76m 3/h 及塔截面积1.539 m 2可算得为了有所裕度，设计塔底空间高度为2m。
化工原理课程设计--分离正戊烷—正己烷混合物目录引言.............................................................................................................. .. (I)摘要 (1)Abstract (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1 设计条件 (2)1.2 设计任务 (3)第2章设计方案的确定 (3)第3章精馏塔的工艺计算 (4)3.1 全塔物料衡算 (4)3.1.1 原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (4)3.1.2 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3 物料衡算进料处理量 (4)3.1.4 物料衡算 (4)3.2 实际回流比 (5)3.2.1 最小回流比及实际回流比确定 (5)3.2.2 汽、液相流率计算及操作线方程 (6)3.3 理论塔板数确定 (6)3.4 实际塔板数确定 (7)3.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (10)3.5.1 操作压力计算 (8)3.5.2 操作温度计算 (10)3.5.3 平均摩尔质量计算 (10)3.5.4 平均密度计算 (11)3.5.5 液体平均表面张力计算 (14)3.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)3.6.1 塔径计算 (16)3.6.2 精馏塔有效高度计算 (18)第4章塔板工艺尺寸的计算 (19)4.1精馏段、提馏段塔板工艺尺寸的计算 (19)4.1.1溢流装置计算 (19)4.1.2塔板设计 (19)4.2精馏段、提馏段塔板的流体力学性能验算 (24)4.3精馏段、提馏段塔板的负荷性能图 (27)第5章设计结果汇总 (32)设计小结与体会 (34)参考文献 (35)引言精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。
有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
安徽理工大学课程设计说明书设计题目：化工原理课程设计学院、系：机械工程学院专业班级：过程装备与控制工程11-2 学生姓名：指导教师：李雪斌成绩：2013年12月23日设计任务书（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度98%的正己烷4.0万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于2%，塔底釜液含正己烷不低于98%，原料液中含正戊烷60%（以上均为质量分数）。
（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：泡点进料回流比：1.4Rmin塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）单板的压降： 0.7kPa全塔效率：52%（3）塔板类型：浮阀塔板（F1型)（4）工作日： 330天/年（一年中有一个月检修）（5）厂址：淮南地区（六）设计内容①精馏塔的物料衡算②塔板数的确定③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算④塔体工艺条件尺寸⑤塔板负荷性能图目录第1章序言 (3)第2章精馏塔的物料衡算 (6)2.1. 物料衡算 (6)2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7)第3章塔板数的确定 (8)N的确定 (8)3.1. 理论板数T3.2. 实际板数的确定 (9)第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9)4.1. 操作压力的计算 (9)4.2. 密度的计算 (10)4.3. 表面张力的计算 (11)4.4. 混合物的粘度 (12)4.5. 相对挥发度 (12)第5章塔体工艺条件尺寸 (13)5.1. 气、液相体积流量计算 (13)5.2. 塔径的初步设计 (14)5.3. 溢流装置 (15)5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)第6章塔板负荷性能图 (20)6.1. 物沫夹带线 (20)6.2. 液泛线 (21)6.3. 液相负荷上限 (22)6.4. 漏液线 (22)6.5. 液相负荷下限 (23)第7章结束语 (24)正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔的设计第1章序言精馏是分离液体混合物，一种利用回流使液体混合物得到高度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛应用与石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。
化工原理课程设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏塔设计学院：专业班级：姓名：学号：指导教师：2012年12月13日目录前言 (3)一、设计计划书 (5)流程的设计及说明 (6)二、塔的物料衡算 (7)三、塔板数的确定 (8)（1）相对挥发度的计算 (8)（2）实际塔板数的确定 (9)（3）全塔效率.............................................. .9 四、塔工艺条件及物性数据计算. (10)（1）操作压强的计算 (10)（2）操作温度的计算 (10)（3）平均摩尔质量的计算 (11)（4）平均密度的计算 (11)（5）液体平均粘度的计算 (12)（6）流体平均表面张力的计算 (12)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (13)（1）塔径 (13)（2）塔有效高度 (14)六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (14)（1）溢流装置 (14)（2）塔板布置 (16)（3）孔数数与开孔率 (16)七、筛板的流体力学验算 (17)（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度 (17)（2）液泛的验算 (17)（3）雾沫夹带量的验算 (18)八、塔板负荷性能图 (18)（1）精馏段负荷性能图 (19)（2）提馏段负荷性能图 (19)九、精馏塔的工艺设计计算结果总表 (20)主要符号说明 (23)设计评述 (24)参考书目 (24)前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
化工原理课程设计之巴公井开创作说明书设计题目：设计连续精馏分离装置（分离正戊烷,正己烷,正庚烷,正辛烷混合物）班级：化工06-2班姓名：曹震指导老师：马庆兰设计成果：日期：2009年6月8日——2009年7月1日目录设计方案简介 (2)工艺流程简图 (3)第一章塔的工艺计...4§ (4)§ (5)§ (9)§ (11)§ (11)§ (13)§ (14)§....................................................................................14§ (18)§ (21)第二章塔板的结构设计 (22)§2.1塔板的安插 (22)§2.2塔板流体力学计算 (23)§2.3塔板负荷性能图 (30)第三章塔体结构设...33§3.1塔体的尺寸、资料及开孔 (33)§ (34)§...........................................................................35计算结果汇总表 (41)自我评述 (44)工艺流程简图设计方案简介所设计的任务是：设计连续精馏分离装置,分离正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷,是一个多元精馏过程,轻关键组分是正己烷,重关键组分是正庚烷.根据工艺把持条件和分离任务,初步确定精馏方案,画收工艺流程草图.确定方案流程后,逐步计算和确定多元混合物精馏塔的把持条件及装备设施.首先,通过清晰分割法以及全塔物料衡算,确定塔顶、塔底的组分及其组成,根据回流罐的温度及泡露点方程,计算出塔顶、塔底和进料的压力和温度,进而确定精馏把持条件.通过经验估算出到达分离目的所需的最少理论板数,再结合全塔把持条件,得出最小回流比,通过作理论板数与回流比的关系曲线图,得出适宜回流比,即可确定理论板数和实际板数,并得出实际加料位置.其次,进行全塔热量衡算,算出塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷,然后算出精馏段和提馏段的流量,确定塔径,即可以进行塔体的设计了.我们先从塔板入手,通过计算开孔率,设计并选择出最佳塔板,并进行合理布图.通过塔板水力学计算来验证塔板的设计是否合理,是否会发生过量雾沫夹带、过量漏液和淹塔等现象,并作出塔板负荷性能图,进一步验证计算结果的合理性.接下来,在设计条件下,为精馏塔定出尺寸、资料和规格：选择筒体壁厚和资料,选择适宜的封头,确定人孔的数目和位置,塔体的高度和裙座的形式、尺寸.完成这以后,就可以确定各接管的管径,塔顶冷凝器、塔底再沸器和回流泵等辅助设备的型号,并将所设计的精馏塔反映在图纸上,使设计更加清晰明了.最后,将计算的结果汇总,整理出一份完整的设计说明书.第一章 塔的工艺计算§产物的组成及产物量简直定采纳清晰分割法.已知进料组成1,F 2,F 3,F 4,F x =0.15,x =0.3,x =0.4,x =0.15,轻关键组分是正己烷,重关键组分是正庚烷,现将已知和未知列入下表中：可见需要求1,D x 、2,D x 、3,W x 、4,W x .列全塔总物料衡算及组分1、2、3、4的全塔物料衡算可得：1,D2,D3,W 4,W 1,D 2,D 3,W 4,W F =D +W 0.15F =Dx 0.3F =Dx +0.04W0.4F =0.04D +Wx 0.15F =Wxx +x +0.04=10.04+x +x =1⎧⎪⎪⎪⎪⎪⎨⎪⎪⎪⎪⎪⎩ 已知进料平均摩尔质量72015860.31000.41140.1593.7kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑进料 则 进料的摩尔流率12000kg h128.07kg kmol 93.7kg kmolF F M ===质量流率进料代入方程组可求得：1,0.34D x =,2,0.62D x =,3,0.69W x =,4,0.27W x =57.07kg kmol D =,71kg kmol W =由此可以求出塔顶、塔底产物的平均摩尔质量：720.34860.621000.04114081.8kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑顶720860.041000.691140.27103.22kg kmol i i M M x ==⨯+⨯+⨯+⨯=∑底 由以上结果得出全塔物料衡算表：§把持温度与压力简直定一般保证塔顶冷凝器与冷却介质之间的传热温差：20t ∆=℃已知冷却剂温度为31℃,则t =t +Δt =30+20=50回流罐冷却水℃已知°°°°111222333444=γp x +γp x +γp x +γp x (1)P 回流罐式中p ︒为组分饱和蒸汽压,γ为组分活度系数.因所求混合物可视为理想组分,故γ取1,又因回流罐中液体即为塔顶产物的组成,所以上式可化为：11,22,33,44, (2)D D D D P p x p x p x p x ︒︒︒︒=+++回流罐由安托因公式求饱和蒸汽压,查文献得：12477.07lnP 15.833339.94T ︒=--22697.55lnP 15.836648.78T ︒=--32911.32lnP 15.873756.51T ︒=--43120.29lnP 15.942663.63T ︒=--P i ︒——各组分饱和蒸汽压,mmHgT ——温度,K已知回流罐温度为50℃,代入安托因公式求得1P 1196.19mmHg 1.574atm ︒==2P 405.37mmHg 0.533atm ︒== 3P 141.91mmHg 0.187atm ︒==4P 50.37mmHg 0.066atm ︒==代入（2）式求得11,22,33,44, 1.5740.340.5330.620.1870.04 0.8733atm 1atmD D D DP p x p x p x p x ︒︒︒︒=+++=⨯+⨯+⨯=<回流罐 因此,取一个年夜气压,使其常压把持.塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.1atm,则：0.110.1 1.1atm P P =+=+=塔顶回流罐即求塔顶露点温度.采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式求得该温度下各组分的饱和蒸汽压值,并分别求出平衡常数K,用露点方程nii=1i y =1 K i i P P ︒∑ 塔顶（K =） 检验等式是否成立,若成立则该温度为塔顶温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,nii=1iy =1.000K ∑,℃.P =P +ΔP ΔP =N ΔP =225mmHg =0.138atm P =1.1+0.138=1.238atm⨯塔顶塔底全塔全塔实际单板塔底 故塔底压力为1.238atm.即求塔底泡点温度.采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压,并分别求出平衡常数K,由泡点方程：11 ()ni i i i i P K x K P ︒===∑塔底 检验等式是否成立,若成立,则该温度即为塔底温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,11.0011ni i i K x ==≈∑,故塔底温度为℃.设计时,取近似1.1 1.238 1.169atm 22P P P ++===塔顶塔底进料进料为泡点进料,此时进料温度即进料泡点温度,同样采纳试差法,先假设一个温度,由安托因公式计算出该温度下各组分的饱和蒸汽压,并分别求出平衡常数K,由泡点方程：11 ()ni i i i i P K x K P ︒===∑进料 检验等式是否成立,若成立,则该温度即为进料温度,若不成立,继续假设.试差结果如下表：℃时,10.99731ni i i K x ==≈∑,因此进料温度为℃.§最小回流比简直定计算最小回流比的公式如下：1min 11 (3)1 (4)nij Fii ij nij Dii ij x q x R ααθααθ===--=+-∑∑ 取温度为塔顶塔底平均温度66.6109.688.12t C +==︒,求得该温度下的相对挥发度ij α,以最重组分正辛烷为比较组分j ,计算结果如下：（3）式中的θ应介于轻、重关键组分的相对挥发度之间,由于已知轻、重关键组分相邻,故式（3）、（4）仅有一个通根,且5.727 2.367θ>>由于泡点进料,1q =,10q -=,设3θ=,代入（3）式得114.3760.15 5.7270.3 2.3670.410.1514.3763 5.7273 2.367313 =0.75nij Fi i ij x ααθ=⨯⨯⨯⨯=+++------∑ 此值与（1q -）值0相差较年夜,因此继续假设,采纳试差法,得出下表结果：可以看出,当θ=3.435时,10.001840.005nij Fii ijx ααθ==≤-∑,因此取θ=3.435,将θ代入（3）式,得min114.3760.34 5.7270.62 2.3670.041 114.376 3.435 5.727 3.435 2.367 3.435 =0.9073nij Di i ij x R ααθ=⨯⨯⨯=-=++-----∑§最小理论板数简直定对多元混合物系,有下式：minlg 1 ()lg l h h l D W mx x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥ ⎪ ⎪⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎣⎦=-不包括再沸器式中,l x 、h x 为轻组分和重组分的摩尔分率,m α=轻重关键组分于塔顶、塔底条件下的相对挥发度见下表：于是 2.435m α==,由之前所得塔顶塔底的组成可算出：min0.620.69lg 0.040.041 5.28lg 2.435N ⎛⎫⨯ ⎪⎝⎭=-= 故最小理论塔板数为5.28,但不包括再沸器.§适宜回流比简直定如果R 增加,理论板数下降,塔高下降,设备费用下降,但液相、气相流率增加,再沸器、冷凝器的热负荷增年夜,把持费用也会增加,因此选择适宜的回流比,获得最经济的方案.用以下方法求得适宜回流比及理论板数.所分离混合物系可以视作理想溶液,有如下经验关联式：()0.567min min 0.751 12Y X R R N N X Y R N =---==++ 式中N 及N min 不包括再沸器.根据上式,回流比R 从R min =0.9073至6取一组数,获得相应的X 及Y 值,最终获得N 与R 的一组关系数据,如下表：—R/R min 图,如下：2.作N(R+1)—R/R min 图,如下：3.从图中获得回流比的适宜区,取R/R min =1.478,即R=1.3413,相应的N=11.4.因此适宜回流比为1.3413,理论板数为11.4. §理论板数及理论加料位置简直定设N R 为理论精馏板数.N S 为理论提镏板数,对泡点进料多元混合物,有如下计算公式：0.20621h Wl RS l Dh F R S T x x N W N x x D N N N ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎢⎥= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎣⎦+=+式中,N T 为理论板数,求适宜回流比时已得出理论板数为11.4,将已知代入上式,解得N R =6.79,N S =5.61.因此,理论加料位置应为6.79块板上. §实际板数及实际加料位置简直定根据O′connell 经验关联式：0.49() T m L L Fi LiE x αμμμ=•=•∑可确定全塔效率E T .已知 2.435m α=.根据全塔平均温度t m =88.1℃查得该温度下正戊烷、正己烷、正庚烷和正辛烷的粘度分别为···s 和0.29mPa ·s,由经验关联式可得0.150.1450.30.1790.40.2300.150.290.211mPa sL Fi Li x μμ=•=⨯+⨯+⨯+⨯=•∑代入公式,得()0.2450.49()0.49 2.4560.2110.5757T m L E αμ-=•=⨯⨯=由全塔效率可知,实际板数11.419.80.5757T P T N N E === 取整得,实际板数为20块.（不包括再沸器）实际精馏段板数6.7911.790.5757R RP T N N E ===⇒取整，为12块。
