精馏塔设计

精馏塔设计流程范文精馏塔是一种用于将液体混合物分离成不同组分的设备。

其工作原理是利用不同组分之间的沸点差异将混合物加热，使组分分别沸腾，然后再冷凝后收集。

设计一座精馏塔需要进行一系列的流程和工作。

1.确定设计的目标：首先需要明确需要设计精馏塔的目的和使用要求。

这可能包括所需的分离效率、产品质量要求、处理量和工艺参数等。

2.收集混合物的物性数据：混合物中各组分的物性数据对于精馏塔的设计非常重要。

这些数据可能包括组份的沸点、蒸汽压、相对挥发度和相对密度等。

3.选择工作模式：根据设计目标和混合物物性数据，需要选择适合的工作模式。

常见的工作模式包括连续精馏、批量精馏、真空精馏和气体吸附精馏等。

4.进行精馏塔塔板或填料的选择：精馏塔塔板或填料是用于增加接触面积和促进质量传递的关键组件。

根据工作模式和设计要求，选择合适的塔板和填料类型。

5.进行塔板或填料的布置：根据工艺和操作参数，在塔内适当位置布置塔板或填料。

通常，塔底部布置粗分区域，塔顶布置精分区域。

6.确定加热装置：精馏塔需要加热混合物以使其分离。

根据物性数据和工艺要求，选择合适的加热方式和装置，如蒸汽加热、电加热或燃气加热等。

7.设计冷凝装置：冷凝装置用于将蒸汽冷凝成液体，以便从塔顶收集分离的组分。

根据物性数据和工艺要求，选择合适的冷凝方式和装置，如冷凝器、换热器或溢流冷却器等。

8.进行传热与质量传递计算：在设计精馏塔时，需要进行传热与质量传递计算，以确定塔板或填料的数量和布置方式。

这些计算包括焓平衡、传热传质系数和传质速率等。

9.进行流态计算：流态计算是为了确定混合物在塔内的流动方式和塔板的设计。

这可以通过使用质量守恒和动量守恒方程来进行计算。

10.进行塔内压降计算：塔内压降是设计过程中需要考虑的一个重要参数。

根据流态计算结果，计算塔内各段的压降，并确保在正常操作条件下塔内的压力降低不过大。

11.进行安全性分析：在设计精馏塔时，需要考虑安全性因素，如泄漏风险、高温高压和爆炸风险。

化工原理精馏塔设计
嘿，朋友们！今天咱们来聊聊化工原理里超有意思的精馏塔设计。

想象一下，精馏塔就像是一个神奇的魔法塔，它的任务就是把各种混合物给分得清清楚楚。

那它是怎么做到的呢？其实啊，就像我们在生活中分拣不同的东西一样。

比如说，我们要把红豆和绿豆分开，这就需要一些巧妙的方法。

在精馏塔中，混合物会沿着塔身往上走，就像人在爬楼梯。

而塔身里有不同的温度区域，这就好比楼梯上有不同的站点。

不同的物质在不同
的温度下会有不同的表现，就像有些人喜欢热的地方，有些人喜欢冷的
地方。

那些容易挥发的物质，就像喜欢热闹的孩子，会比较活跃地往上跑；而不太容易挥发的物质，就像比较安静的孩子，会慢慢留在下面。

通过这样一层一层的分离，最后我们就能得到纯度很高的各种物质啦。

设计一个精馏塔可不简单哦，就像盖房子一样，要考虑好多因素呢。

比如塔身要多高呀，里面的温度要怎么控制呀，这都需要精心计算和设计。

总之，精馏塔设计就是化工世界里的一个奇妙魔法，它能把复杂的混合物变得有序又纯净，是不是很厉害呢？希望我这样的解释能让大家对
这个神秘的化工原理有更清楚的认识呀！。

精馏塔设计目录§ 1 设计任务书 (1)§ 1.1 设计条件 (1)§ 2 概述 (1)§ 2.1 塔型选择 (1)§ 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3)§ 2.3 再沸器选择 (4)§ 2.4 工艺流程 (4)§ 2.5 处理能力及产品质量 (4)§ 3 工艺设计 (5)§ 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5)§ 3.2 单元设备计算 (9)§ 4 管路设计及泵的选择 (28)§ 4.1 进料管线管径 (28)§ 4.2 原料泵P－101的选择 (31)§ 5 辅助设备的设计和选型 (32)§ 5.1 贮罐 (32)§ 5.2 换热设备....................................................................................... 34 § 6 控制方案 (34)附录1~ (35)参考文献 (37)后记 (38)§1 设计任务书§1.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。

操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压）安装地点：大连§2 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。

其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。

为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。

精馏过程在能量剂驱动下，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，实现原料中各组分的分离。

乙醇和水的精馏塔设计精馏是一种分离液体混合物中组分的常用方法，可通过蒸馏分离甲醇和水的混合物。

对于乙醇和水的精馏塔设计，需要考虑一系列参数和流程，包括进料组成、操作压力、图形塔塔板、冷凝器设计、降低能量消耗等。

以下是一个基本的乙醇和水的精馏塔设计方案。

1.塔板设计在乙醇和水的精馏塔设计中，决定了塔板数的重要参数是所需的乙醇纯度。

一般来说，纯度要求越高，所需的塔板数就越多。

可使用的常用塔板设计方法有McCabe-Thiele方法和Ponchon-Savarit方法。

2.冷凝器设计冷凝器用于冷凝乙醇蒸汽，使其凝结成液体后下降到下部分的收集器中。

冷凝器设计需要考虑的重要参数包括进料温度、出料温度、乙醇和水的蒸汽压力和流量等。

一般来说，选择多管冷凝器比单管冷凝器更适合于高效的冷凝过程。

3.降低能量消耗乙醇和水的精馏过程中，能量消耗是一个重要的考虑因素。

为了降低能量消耗，可以引入热回收系统，如热交换器，将高温的废气中的热能回收使用。

此外，也可以考虑采用较低的操作压力，通过降低汽化温度来减少所需的加热能量。

4.控制塔板温度在乙醇和水的精馏塔设计中，控制各个塔板的温度非常重要，以确保塔板能够正常工作。

一种常见的温度控制方法是在塔板上设置温度传感器，并通过自动化控制系统调节冷凝器的冷却剂流量来控制塔板温度。

5.回流比的选择回流比是决定乙醇和水精馏塔效率的重要因素。

回流比的选择应根据塔板的数量、损失和乙醇纯度等因素来合理决定。

一般来说，较高的回流比可以提高纯度，但同时也会增加能源消耗。

6.热平衡以上是一个基本的乙醇和水的精馏塔设计方案。

根据实际情况和具体需求，还需要根据实际的进料组成、产量、纯度和环境要求等因素进行调整。

化工原理课程设计任务书精馏塔本篇文档主要介绍化工原理课程设计任务书中关于精馏塔的要求和内容。

一、设计任务设计一座丙酮-甲醇精馏塔，要求：1. 产品：A级丙酮、B级丙酮、水、甲醇2. 输入流量：1000kg/h，A级丙酮50%，B级丙酮50%3. 操作压力：常压4. 输出流量：1000kg/h，A级丙酮90%，B级丙酮10%5. 设计基准：精馏32个板层二、设计步骤1. 精馏塔的结构设计(1) 塔的类型：管式塔(2) 塔的高度：设定32个板层，按传质条件设计最小高度(3) 填料类型：采用网格填料(4) 塔的直径：根据输入流量、精馏塔高度和填料设计(5) 塔的材质：不锈钢(6) 填料厚度：1.5cm2. 精馏塔的操作参数及控制(1) 操作压力：常压(2) 丙酮的重心温度：58℃(3) 甲醇的重心温度：52℃(4) 塔顶压力：1atm(5) 塔底压力：1atm(6) 板间压力降：0.015atm(7) 蒸汽进口管直径：50mm(8) 汽液分离器直径：100mm(9) 泵的扬程：15m3. 精馏塔的热力学计算(1) 设定板层数：32(2) 输入流量：1000kg/h，A级丙酮50%，B级丙酮50%(3) 设定塔顶压力：1atm(4) 设定塔底压力：1atm(5) 设定塔板温度，参考数值文献或软件计算(6) 根据塔板温度确定物质的蒸汽压(7) 根据物质的蒸汽压计算物质的分馏、回流比等参数4. 精馏塔的动力学模拟(1) 建立模型：使用MATLAB或其他模拟软件建立动力学模型(2) 确定控制方案：根据设定的输出要求，确定控制方案(3) 模拟仿真：进行塔的动态仿真，查找可能的故障及出现的问题(4) 评价：对模拟结果进行评价，并应对出现的问题进行处理三、设计成果1. 绘制精馏塔的结构图：包含填料、板层、进口出口等2. 绘制精馏塔的液相、气相平衡图3. 计算精馏塔流程图：包括输入和输出物质流量、温度、压力等参数4. 编写精馏塔的操作说明：包括操作控制、参数设定、操作步骤等5. 输出精馏塔的动态模拟成果：包括MATLAB或其他模拟软件的代码和仿真结果以上是化工原理课程设计的精馏塔任务书的要求和内容，本文档中介绍了设计步骤和要求，设计成果等部分，可以为读者提供一定帮助，同时也展示了精馏塔设计工作的一般流程和方法。

一、苯- 氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。

（二）操作条件1. 塔顶压强4kPa（表压）2. 进料热状况：饱和蒸汽进料3. 回流比：R=2R min4. 单板压降不大于0.7kPa（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年330 天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa 的远离城市的郊区设计要求1. 设计方案的确定及流程说明2. 塔的工艺计算3. 塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学验算（3）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制4、塔的工艺计算结果汇总一览表5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论（四）基础数据1. 组分的饱和蒸汽压p i （mmH）g2. 组分的液相密度ρ（kg/m3）、苯- 氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）一）设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。

典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。

塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

（二）全塔的物料衡算1. 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.6kg/kmol 0. 61/ 78. 110.61/ 78.11 0.39/ 112.62. 平均摩尔质量3. 料液及塔顶底产品的摩尔流率依 题 给 条 件 ： 一 年 以 330 天 ， 一 天 以 24 小 时 计 ， 有 ：（三）塔板数的确定1. 理论塔板数 N T 的求取 2）确定操作的回流比 R将 1）表中数据作图得 x ~ y 曲线及 t x ~ y 曲线。

塔板式精馏塔设计(图文表)（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。

设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。

物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。

本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。

此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。

塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。

筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。

设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。

（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·slgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·slgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·slgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/s L S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (vlρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20L σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/sD=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m 塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡ 实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m 6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。

第一章生产工艺流程的确定本设计的任务为分离正庚烷和正辛烷混合物的精馏塔设计。

对于此二元混合物的分离，采用常压下的连续精馏操作装置。

本设计采用饱和蒸汽进料，将原料以饱和蒸汽状态送人精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液体在泡点下一部分经回流装置回流至塔内，其余的部分经产品冷凝冷却器冷凝冷却后送人储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比为最小回流比的2倍。

本设计带控制点的生产工艺流程图见附图-1。

第二章精馏塔2.1 精馏塔的物料衡算通过查阅资料知，一个大气压下，正庚烷的沸点为98.4℃，正辛烷的沸点125.6℃，所以混合液中，正庚烷是易挥发成分。

2.1.1已知条件:混合液的流量：F=12t/h正庚烷的含量：x F=0.42正庚烷的回收率：φ=0.98釜残夜中正庚烷的含量：x w =0.032.1.2物料衡算过程：混合液的平均相对分子质量：M F=0.42*100+0.58*114=108.12Kg/kmol混合液的流量：F=12*1000/108.12=110.99Kmol/h总物料衡算：110.99=D+W110.99*0.42=D* x D +W* x w0.98=D* x D /F*x F计算结果：D=79.77 W=31.22 x D=0.5732.2 塔板数的确定2.2.1塔板理论数N T的求取正庚烷—正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论板层数。

（1）由资料查得正庚烷—正辛烷在101.3KPa的气液平衡数据如下:温度（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0y: 1.0 0.810 0.673 0.491 0.280 0.0绘出x-y图，见附图2。

（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在附图2中对角线上，自点e（0.42,0.42）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标y q = 0.42 x q=0.26最小回流比为R min= (x D- y q )/ (y q - x q)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96取操作回流比为R=2 R min=2*0.96=1.92（3）求精馏塔的气液负荷线L=RD=1.96*79.77=156.35V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93L=L=156.35V=V-F=232.93-110.99=122.0(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为y=L x /V + D x D /V =0.658x+0.196提馏段操作线方程为y=L x /V -W x W /V =1.282x-0.008(5)图解法取理论板层数采用图解法取理论板层数，如附图2所示。