提馏段操作线：y??L?Wx??xw?1.368x??0.0103 V?V?提馏段操作线为过?0.028,0.028?和?0.571,0.842?两点的直线。
采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从xD?(0.993,0.993)开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点d(0.571,0.842)时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点xW?(0.028,0.028)为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下
X Y
0.993 0.993 0.983333 0.993 0.98333 0.9865556 0.967989 0.9865556 0.967989 0.9763263 0.943634 0.9763263 0.943674 0.9600893 0.904975 0.9600893 0.904875 0.9343164 0.844526 0.9343164 0.845526 0.8940174 0.75278 0.8940174 0.75278 0.8328534 0.617452 0.8328534 0.617452 0.7426346 0.426771 0.7426346 0.426371 0.5295708 0.158642 0.5295708 0.158642 0.192485 0.31385 0.192485
0.031385 0.0322619 X<0.028 0.003972 0.0322619
0.003972
0
11
10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.5x0.60.70.80.91y=xf(x)y
图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
按上法图解得到：
总理论板层数 NT?10块（包括再沸器） 加料板位置 NF?5
2.3实际塔板数
2.3.1全塔效率ET
Np
选用ET?0.17?0.616logμm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。 查图一，由xD=0.993 xW=0.028查得塔顶及塔釜温度分别为：
tD=80.22℃ tW=129.17℃，
全塔平均温度 tm=(tD+tW)/2=(80.22+129.17)/2=104.70℃
12
表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表 温度℃ 苯 粘度20 0.638 40 0.485 60 0.381 80 0.308 100 0.255 120 0.215 140 0.184 mPa·s 氯苯 粘0.75 0.56 0.44 0.35 0.28 0.24 0. 度mPa·s
根据表3-4，利用差值法求得：?A?0.244mPa?s，?B?0.269mPa?s。
?m??AxF??B?1?xF??0.244?0.571?0.269??1?0.571??0.255 ET?0.17?0.616log?m?0.17?0.616log0.255?0.536
精馏段：Np1?3/0.536?5.60块，取Np1?6块 提馏段：Np2?7/0.536?13.06块，取Np2?14块
2.4精馏塔主要物性
2.4.1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
塔底： pW?109.5?0.7?14?119.3kPa 精馏段平均压强p??105.3?109.5?/2?107.4kPa 提镏段平均压强p'??109.5?119.3?/2?114.4kPa
2.4.2 平均温度tm
利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度
80?901?0.677?tD?800.993?1,tD?80.22℃
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加料板
80?901?0.677?tF?800.751?1，tF?87.71℃
塔底温度 120?1300.127?0.019?tW?1200.028?0.127，tW?129.17℃
精馏段平均温度 Tm??80.22?87.71?/2?83.97℃ 提镏段平均温度 T'm??129.17?83.97?/2?106.57℃
2.4.3平均分子量
Mm
精馏段： Tm?83.97℃
液相组成：
90?8083.97?800.677?1?x，x1?0.872 1?1气相组成：
90?8083.97?800.913?1?y1，y1?0.965 1?所以 ML?78.11?0.872?112.61??1?0.872??82.53kg/kmol
MV?78.11?0.965?112.61??1?0.965??79.32kg/kmol
提镏段：T'm?106.57℃
液相组成：
100?110106.57?1000.442?0.265?x，x2?0.326 2?0.442气相组成：
100?110106.57?1000.785?0.614?y，y2?0.673 2?0.785所以 ML'?78.11?0.326?112.61??1?0.326??101.36kg/kmol MV'?78.11?0.673?112.61??1?0.673??89.39kg/kmol 2.4.4平均密度
ρm
2.4.4.1液相平均密度ρL,m
表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m3
）
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温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 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：?LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80.22?816.78kg/m3
?LD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80.22?1038.9kg/m3
1??aA?aB?0.99816.78?0.011038.9??LD,m?812.0kg/m3
LD,m?LD,A?LD,B进料板：?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?88.71?807.0kg/m3
?LF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?88.71?1030kg/m3
1A??aLF,m??aBLF,A??0.66LF,B807.0?0.341030??LF,m?871.2kg/m3 塔底： ?13?1.1886t?912.13?1.1886?106.57?785.5kg/m3LW,A?912.
?LW,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?106.57?1010.8kg/m3
1??aALW,m??aB?0.020LW,A?LW,B785.5?.981010.8??LW,m?1005.0kg/m3 精馏段：?.2?/2?841.6kg/m3L??812.0?871 提镏段：?L'??871.2?1005.0?/2?938.1kg/m3
2.4.4.2汽相平均密度ρV,m
精馏段：?V,mv?pmM?107.4?79.32??2.87kg/m3RT8.314?273?83.97?
m
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