分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。

2.确定操作的回流比R

将表3-1中数据作图得x~y曲线。

图3-1 苯—氯苯混合液的x—y图

在x~y图上，因q?1，查得ye?0.925，而xe?xF?0.702，xD?0.986。故有：

Rm?xD?ye0.986?0.925??0.274

ye?xe0.925?0.702考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：R?2Rm?2?0.274?0.548

求精馏塔的汽、液相负荷

L=RD=0.548×151.69=83.13 kmol/h

V=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82 kmol/h L′=L+F=83.13+213.44=296.57 kmol/h

V′=V=234.82 kmol/h 3.求理论塔板数

Rxx?D?0.35x?0.64 R?1R?1L?Wx???1.26x??0.000757 提馏段操作线：y??V?V?xw精馏段操作线：y?

提馏段操作线为过?0.00288?和?0.702,0.884?两点的直线。 ,0.00288

图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

图解得NT?9.5?1?8.5块（不含釜）。其中，精馏段NT1?3块，提馏段NT2?5.5块，第4块为加料板位置。 （二）实际塔板数Np 1.全塔效率ET

选用ET?0.17?0.61l6ogμm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5×(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：μA?0.24mPa?s，μB?0.34mPa?s。

?m??AxF??B?1?xF??0.24?0.702?0.34??1?0.702??0.2698

ET?0.17?0.616log?m?0.17?0.616log0.2698?0.52 2.实际塔板数Np（近似取两段效率相同）

精馏段：Np1?3/0.52?5.77块，取Np1?6块 提馏段：Np2?5.5/0.52?10.58块，取Np2?11块 总塔板数Np?Np1?Np2?17块。

四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD?101.3?4?105.3kPa 加料板：pF?105.3?0.7?6?109.5kPa 平均压强pm??105.3?109.5?/2?107.4kPa （二）平均温度tm

依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：

塔顶温度tD?80℃ 加料板tF?88℃。

tm??80?88?/2?84℃ （三）平均分子量Mm

塔顶： y1?xD?0.986，x1?0.940（查相平衡图）

MVD,m?0.986?78.11??1?0.986??112.61?78.59kg/kmol MLD,m?0.940?78.11??1?0.940??112.61?80.18kg/kmol

加料板：yF?0.925，xF?0.702（查相平衡图）

MVF,m?0.925?78.11??1?0.925??112.61?80.70kg/kmol MLD,m?0.702?78.11??1?0.702??112.61?88.39kg/kmol

精馏段：MV,m??78.59?80.70?/2?79.65kg/kmol

ML,m??80.18?88.39?/2?84.29kg/kmol

（四）平均密度ρm 1.液相平均密度ρL,m

表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m3）

温度，（℃） 80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 ρ 苯 氯苯 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

苯 ： ρA?912?1.187t 推荐：ρA?912.13?1.1886t 氯苯 ： ρB?1127?1.111t 推荐：ρB?1124.4?1.0657t 式中的t为温度，℃

塔顶：ρLD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80?817.0kg/m3

ρLD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80?1039.1kg/m3 1ρLD,m?aAa0.980.02?B???ρLD,m?820.5kg/m3 ρLD,AρLD,B817.01039.1进料板：ρLF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?88?807.5kg/m3

ρLF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?88?1030.6kg/m3 1?aA?aB?0.620.38???LF,m?879.88kg/m3 807.51030.6?LF,m?LF,A?LF,B精馏段：?L,m??820.5?879.88?/2?850.19kg/m3