塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
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MF041778111041792138628Kgmol
MD098778111098792137829Kgmol
MW003578111003592139164Kgmol
323物料衡算原料处理量总物料衡算
F69458049kmolh8628
8049DW
苯物料衡算联立解得
804904170987D0035W
D33226kmolhW48226kmolh
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第四章塔板计算41塔板数的确定411理论板数NT的求取1相对挥发度的求取苯的沸点为801℃，甲苯额沸点为11063℃①当温度为801℃时
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lgPA60355
1211033
2006
80122079

lgPB607954
13448
1591
801219482
解得

PA
10134KPa，

PB

3896KPa
②当温度为11063℃时

lgPA60355
1211033
2376
1106322079

lgPB607954
13448
2006
11063219482
解得

PA

23795KPa，

PB
10134KPa
则有
11013138962600
223795101342348
1226002348247
2最小回流比的求取
由于是饱和液体进料，有q1，q线为一垂直线，故
xPxF0417，根据相平衡方程有
yP

xP
11xP
2470417124710417
0639
最小回流比为
Rmi


xDyPyPxP
0987063906390417
157
回流比为最小回流比的2倍，即
R2Rmi
2157314
3精馏塔的气、液相负荷
LRD314322610129KmolhV1RD1314342613356Kmolh
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LLqF10129804918179Kmolh
4操作线方程
VV13156Kmolh
精馏段操作线方程
y
1

RR1
x


xDR1

3140141
x


09873141

076x

0238
提馏段操作线方程
ym1

LqFLqFW
xm

WxwLqFW
136xm
0013
两操作线交点横坐标为
xf

R1xFq1xDRq
314104173141
0417
理论板计算过程如下
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y1xD0987相平衡x10968y20974相平衡x20936y30949相平衡x30886y40903相平衡x4079y50838相平衡x50675y60751相平衡x60548y70654相平衡x70433y80567相平衡x80346xfy90457相平衡x90254y100332相平衡x100168y110215相平衡x1101y120123相平衡x120054y13006相平衡x130035xW
总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。412实际板数的求取取全塔效率为052，则有
N精7052134614N提505296110
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42精馏段的计算
421精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1操作压力的计算
塔顶的操作压力每层塔板的压降
PD101341053KPaP07KPa
进料板压力
PF105307141151KPa
精馏段平均压力Pm1053115。121102KPa
2操作温度的计算
依据操作r