V，?V?226.77 kmol/h
3.3求理论塔板数
Rxx?D?0.430x?0.568 R?1R?1L?W提馏段操作线：y??x??xw?1.203x??0.000584
V?V?精馏段操作线：y?
?和?0.737,0.881?两点的直线。 提馏段操作线为过?0.00288,0.00288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?(0.986,0.986)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(0.737,0.890)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为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下： xW?(0.00288,08.0028)8表3-2 相关数据计算
精馏段
提镏段
x 0.986 0.94344 0.94344 0.873063 0.873063 0.762776 0.762776 0.62883 0.62883 0.400507 0.400507 0.171981 0.171981 0.053891 0.053891 0.013589 0.013589 0.003068
y
0.986 0.986 0.9677184 0.9677184 0.937488 0.937488 0.8901142 0.8901142 0.7558743 0.7558743 0.4812013 0.4812013 0.2062848 0.2062848 0.0642218 0.0642218 0.0157384 0.0157384
11
0.003068 0.0030813 x<0.00288 0.002473 0.010878
10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.9x1f(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线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?9块（包括再沸器） 加料板位置 NF?4 3.4 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。
查图一，由xD=0.986 xW=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：
tD=80.43℃ tW=138.48℃，
全塔平均温度 tm=(tD+tW)/2=(80.43+138.48)/2=109.5℃
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根据表3-4
表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表
温度℃ 苯 粘度mPa·s 氯苯 粘度mPa·s 20 0.638 0.75 40 0.485 0.56 60 0.381 0.44 80 0.308 0.35 100 0.255 0.28 120 0.215 0.24 140 0.184 0.
利用差值法求得：μA?0.24mPa?s，?B?0.261mPa?s。
?m??AxF??B?1?xF??0.24?0.728?0.26??1?0.728??0.25
ET?0.17?0.616log?m?0.17?0.616log0.25?0.53
Np3.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段：Np1?3/0.53?5.66块，取Np1?6块 提馏段：Np2?7/0.53?13.21块，取Np2?14块 总塔板数Np?Np1?Np2?20块
4．操作工艺条件及相关物性数据的计算
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
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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?800.986?1,tD?80.43℃
加料板
80?901?0.677?tF?800.737?1，tF?88.14℃
塔底温度
130?1400.019?0?tW?1300.00288?0.019，tW?138.48℃
精馏段平均温度 Tm??80.43?88.14?/2?84.29℃ 提镏段平均温度 T'm??138.48?88.14?/2?113.3℃
4.3平均分子量
Mm
精馏段： Tm?84.29℃
液相组成：
90?800.677?1?84.29?80x，x1?0.861
1?1气相组成：90?800.913?1?84.29?80y，y1?0.963
1?1所以
ML?78.11?0.861?112.61??1?0.861??82.91kg/kmol MV?78.11?0.963?112.61??1?0.963??79.39kg/kmol 提镏段：T'm?113.3℃
液相组成：
110?1200.265?0.0127?113.3?110x，x2?0.219
2?0.265气相组成：
110?120113.3?0.614?0.376?110y，y2?0.535
2?0.614所以 ML'?78.11?0.219?112.61??1?0.219??105.5kg/kmol
MV'?78.11?0.535?112.61??1?0.535??94.15kg/kmol
14
4.4平均密度
ρm
4.4.1 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 120 770 997 130 757 985 140 745 975 ρ 苯 氯苯 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
t 苯 ： ρA?912?1.187t 推荐：ρA?912.13?1.1886t 推荐：ρB?1124.4?1.0657t 氯苯 ： ρB?1127?1.111式中的t为温度，℃
塔顶：?LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80.43?816.5kg/m3
?LD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80.43?1038.7kg/m3
1?LD,m?aA?LD,A?aB?LD,B?0.980.02???LD,m?820.0kg/m3 816.51038.7进料板：?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?88.14?807.4kg/m3
?LF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?88.14?1030.5kg/m3
1?LF,m?aA?LF,A?aB?LF,B?0.660.34???LF,m?871.6kg/m3 807.41030.5 塔底： ?LW,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?113.3?777.5kg/m3
?LW,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?113.3?1003.7kg/m3
1?LW,m?aA?LW,A?aB?LW,B?0.0020.998???LW,m?1003.1kg/m3 777.51003.7精馏段：?L??820.0?871.6?/2?845.8kg/m3 提镏段：?L'??871.6?1003.1?/2?937.4kg/m3
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