8680
1003
74247174717
mkgAρ
进料时混合物的密度
f
3
水
乙
69025
96722601173422601
11

mkgFFFρωρωρ
进料体积流量
1
33131046192m86386
9028000msmhVF
F
Fρ
3232、馏出液体积流量
查表《化工原理课程设计指导书筛板式精馏塔》附录『6』乙醇水混合物的热焓
当xD08428时tD由内插法计算得
℃3578089129389
9308913
78578578
Dt
当tD7835℃时查《化工原理》上附表5水的重要物理性质用内插法算水的密度
3mkg7997270357870
808
97787918977
Bρ
当tD7835℃时查《化学化工物性数据手册有机卷2》第559页用内插法
2374480357860
807
76537423742Aρkgm3
则馏出液密度
f
3
水
乙
mkg31
75679
972932012374493201
11

ρωρωρDDD
馏出液体积流量
1
3134
10
866m47231
756017
1868m
smhVD
D
Dρ
3233、釜液体积流量
釜液温度按泡点温度计查表《化工原理课程设计指导书筛板式精馏塔》附录『6』乙醇水混合物的热焓当xW00043时内插法计算
9698800116
18009
989999
Wt℃
当tW9896℃查《化工原理》上附表5水的重要物理性质用内插法算水的密度
1295990969890
100396549583965
Bρkgm
3
当tW9896℃查《化学化工物性数据手册有机卷2》第559页用内插法
69718100969880
1003
74247174717Aρkgm3
釜液密度
f
3
水
乙
kg6095512
959011016971801101
11

mww
wρωρωρ
馏出液体积流量
1
3313w107821417660
955981
6131
smhmmVW
W
ρ
33、结果汇总表
表31
第四章塔板数的确定
41、理论塔板数的确定411、最小回流比Rmi
由于水乙醇体系为非理想体系q线与平衡线的交点同点xDyD的连线已超出平衡线。因此采用过点xDyD做水乙醇气液平衡线的切线此直
f线为最小回流比时的精馏段操作线见附图二由附图读取操作线截距由
29801
Rxmi
D
可以求得
82811298
0842801
298
0mi
D
xR
412、求最小理论塔板数Nmi
当理论板数最小时R达到最大此时精馏段操作线提馏段操作线与yx线三线重合附图二由图解法可知最小理论板数Nmi

块
9399
002500320
0043003209
xx
xx91099mi

wN
413、选取最适回流比
在R1120RMIN范围内选取9个点由《化工原理》下吉利兰夫关联式10
现取R323764进行典型计算
X3162401
37642828
13764213mi
3RRR
Y3075×1X30567075×10162405670482由1
3mi
33YNNN推出1362048201482
09399133mi
3YYNN
f其他结果数据计算结果见表41表41
由上图对NR做曲线曲线开始变r