μ底=0.191*0.02+0.233*0.98=0.232mPa·s

???μ=

底进料??顶3=（0.308+0.272+0.232）/3=0.271mPa·s

全塔效率ET=0.49

????-0.245=0.452

实际塔板数NP=NT/ET=9/0.452=19.9 即实际塔板数为20块 平衡方程y=

?x5.13x=

1?(??1)x1?4.13xRxD=0.5712+0.42453 ?xxnR?1nR?1精馏段方程y=

3.5理论进料板和实际进料板确定

由y1=xD=0.99 得到从第一块板下降的液体组成x1 y x 0.99 0.9507 0.96757 0.91192 0.80648 0.68056 0.85328 0.66868 0.44823 0.29343 可得第五块板为进料板

FD提馏段方程为y=

R?1R?F?1Dxn?R?1xw=1.83164xn-0.016633

y x 0.5208 0.17482 0.30357 0.07832 0.12682 0.02753 0.03379 0.00677 同样可得理论板为9块

精馏段为4块板，实际板数为4/0.452=9 即第10块板进料，提馏段有11块板。

4、热量衡算

41.塔顶冷却水用量

塔顶采用饱和液体回流，计算回流温度t=80.06℃ 查的苯、乙苯比热容和汽化热如下表： 苯 80 比热容KJ/（Kg K） 1.881 汽化热KJ/Kg 394.1 100 1.953 379.3 2.008 359.3 120 2.047 363.2 2.083 347.9 140 2.143 345.5 2.157 335.9 乙苯 比热容KJ/（Kg K） 1.934 汽化热KJ/Kg 370.0 在塔顶温度80.31℃的汽化热

γ=394.1*0.99+370*0.01=393.9KJ/Kg

比热容CP=1.881*0.99+1.934*0.01=1.8815KJ/（Kg K） 馏出液D的质量

QD=（0.99**78+0.01*106）*133956.3145/1000=10486.1Kg/h 回流液L的质量 QL=R*QD=13967.485Kg/h 冷凝器热负荷

Q=（QD+QL）*γ+（QD+QL）*CP*△T=9632267+11503=9643770KJ/h 冷却水温度为25℃，比热容为4.2KJ/（Kg K），设冷却水出口温度为60℃，则冷却水用量为m水?4.2塔釜蒸汽用量

在塔釜温度133.78℃时汽化热

Q=65603.88Kg/h

cp水??t1?t2?γ=0.02*351+0.98*339.6=339.8KJ/Kg

比热容CP=0.02*2.113+0.98*2.134=2.1136KJ/（Kg K） 塔釜液体加热质量QW=F-QD=27392.7Kg/h 再沸器热负荷Q=QW*γ=9308039KJ/h 再沸器使用间接蒸汽加热，加热压力为5atm

查得在0.5MPa下，饱和蒸汽温度为151.11℃，γ=2748.5KJ/Kg 所需蒸汽m蒸汽?Q?=3386.6Kg 密度ρ=

PM=2.5524Kg/m3 RTV蒸汽=

m?=1326.83m3/h

5、精馏塔工艺尺寸的计算 5.1塔径计算 最大允许气速umax=C????LVV

计算塔内液体表面张力，查得苯、乙苯在某些温度下的表面张力

t/℃ ?苯(mN/m) 60 23.74 25.01 80 21.27 22.92 100 18.85 20.85 120 16.49 18.81 140 14.17 16.82 ?乙苯(mN/m) 由内插法求得塔顶进料塔釜温度下苯、乙苯的表面张力

t/℃ ?苯(mN/m) 80.31 21.23 22.89 106.22 18.12 20.22 133.78 14.89 17.44 ?乙苯(mN/m) 塔顶表面张力σ顶=0.99*21.23+0.01*22.89=21.25mN/m 进料处表面张力σ进=0.35*18.12+0.65*20.22=19.49mN/m 塔釜表面张力σ底=0.02*14.89+0.98*17.44=17.39mN/m 精馏段液体平均表面张力σ（精）=20.37mN/m 提馏段液体平均表面张力σ（提）=18.44mN/m 全塔液体表面张力σ（全）=19.41mN/m

最大气速式子中，气体负荷系数C可用斯密斯关联图确定。斯密斯关联图是在液体表面张力为20mN/m时绘制的，于是气体负荷系数可用下式校正：

C

????C20??

?20?0.2

下面算出?L和?V来求得FLV 查得苯和乙苯在一系列温度下的密度

t/℃ 20 40 60 80 100 120 140