L——液相 V——气相
第3节 物料衡算
3.1进料组成：
XF?57785743?78106?0.6430
XD?9578955?78106?0.9627
XW278?2106?78106?0.0270
原料液的平均摩尔质量：
MF= 0.6430×78 +（1－0.6430）×106 = 87.996
3.2全塔的物料衡算：
F?1000087.996?0.6430
F= D+W
F XF =D XD +W XW
把已知数据带入上式，得 113.64=D+W
113.64×0.6430=D×0.9627+W×0.0270 解得：D=74.8135 Kmol/h， W=38.8265 Kmol/h 3.3相对挥发度： ①
查表得苯、乙苯的安托因常数如下： 苯 乙苯 A 6.023 6.079 B 1206.35 1421.91 C 220.24 212.93 则将常压P=101.325 KPa代入①式,即可分别求得常压下苯的沸点为80.0488℃，乙苯的沸点为136.1520℃。
设计塔顶温度为露点温度t1，塔釜温度为泡点温度tN。 所以： 由
P0t1计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki?PP0tN计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki?P应满足归一方程ΣXi/Ki=1
由应满足归一方程ΣKiXi=1
即：
0.9627?101.3250.0373?101.325??1P苯P乙苯0.0270?P苯101.325?0.9730?P乙苯101.325?1
由XD=0.9627，XW=0.0270 计算得：塔顶t1=85.5℃ 塔底tN=132.9℃, 85.5℃ 饱和蒸汽压PoKPa 苯-乙苯苯 119.49 5.79 156.24 乙苯 20.62 （塔顶温度） 相对挥发度α94.8℃ 饱和蒸汽压PoKPa 28.73 （进料温度） 相对挥发度α132.9℃ 苯-乙苯 404.51 5.44 92.78 4.36 饱和蒸汽压PoKPa 苯-乙苯（塔釜温度）相对挥发度 α则：全塔平均相对挥发度α
苯-乙苯
=（5.79×5.44×4.36）1/3=5.16
3.4理论塔板数和进料板确定 理论板数确定：
Rmin??X1?XD?1??D???? ??1?XF1?XF??11?0.9627??0.9627 ???5.16??5.16?1?0.64301?0.6430?=0.25
?XD1?XWLg??XW?1?XD?Lg????
Nmin1?0.0270??0.9627Lg??1?0.96270.0270??? ?Lg5.95= 4.27
取回流比R?1.5Rmin?1.5?0.25?0.375 根据吉利兰关系式： X=
R?RmR?1 Y=
N?NmN?1
Y=0.75-0.75×X0.5668
得出：N=10.9 ，即实际理论塔板数为11 理论进料位置确定：
假设精馏段塔板数为NR，提馏段塔板数为Ns
NR??ZHK,F???则，根据krikride经验式：NS??Z??LK,F??XLK,W????X??HK,D????2??W?????D???0.206NR?0.68 计算得出NS从而得出精馏段塔板数为5，提馏段塔板数为6，理论进料板为第5板 3.5实际板数和实际进料位置确定 苯、乙苯在某些温度下的粘度
t/℃ ?苯(mPa·?s）0 20 40 60 80 100 120 140 0.742 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 0.874 0.666 0.525 0.426 0.354 0.300 0.259 0.226 ?乙苯（mPa?s) 由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表：
苯 乙苯 μ μ
μ
顶
85.5℃ 0.2934 mPa·s 0.3392 mPa·s 94.8℃ 0.2688 mPa·s 0.3140 mPa·s 132.9℃ 0.19503 mPa·s 0.2377 mPa·s = 0.2934×XD +0.3392×(1—XD) =0.2951 mPa·s = 0.1950× XW +0.2377×(1—XW) = 0.2365 mPa·s =0.2688×XF +0.3140×(1—XF)=0.2849 mPa·s
s ?0.2630 mPa·
底
进料
???塔顶??塔釜??进料3 全塔效率 ET =0.49(αμ)-0.245 =0.4618 NP =
NT =11/0.4618 =24块 ET即，实际塔板数为24 计算实际塔板数 精馏段NP精?NT5??11 ET0.4618NT6??13 ET0.4618提馏段NP提?实际加料板位置在第11块 3.6精馏塔的气液负荷
苯与乙苯在某些温度下的密度如下表：
t/℃ 20 877.4 867.7 40 857.3 849.8 60 836.6 931.8 80 815.0 913.6 100 792.5 795.2 120 768.9 776.2 140 744.1 756.7 ?苯(kg/m3) ?乙苯(kg/m3) 精馏段：
M塔顶=78×XD +106×（1－XD）=78×0.9627+106×(1－0.9627) = 79.04 g/mol M进料=78×XF +106×（1－XF）=78×0.6430+106×(1－0.6430) = 88.0 g/mol 则，精馏段平均摩尔质量M?M塔顶?M进料?83.52 g/mol
2精馏段平均温度t?85.5?94.8?90.15℃
2查得90℃时, ρ苯 =792.5 Kg/m3 ，ρ
乙苯
=795.2 Kg/m3
ρL =792.5 XD +795.2（1－XD）=792.5×0.9627+795.2×(1－0.9627)=792.6Kg/m3
?v?PM101.325?83.52?2.73 Kg/m3 RT8.314?(273?90.15)对精馏段进行物料衡算：
V?(R?1)D?(0.375?1)?74.8135?102.87kmol/h
L?RD?0.375?74.8135?28.06kmol/h
VR?V?M102.87?83.52??0.8742 m3 / S
3600??V3600?2.73L?M28.06?83.52??0.0010 m3 / S
3600??L3600?792.6LR?提馏段：
M塔底=78×XW +106×（1－XW）=78×0.0270+106×(1－0.0270) = 105.24 g/mol 则，提馏段平均摩尔分数M’=（M塔底+ M进料）=96.62 g/mol 提馏段平均温度t?132.9?94.8?113.8℃ 2ρ’L =792.5XW +795.2（1－XW）=792.5×0.0270+795.2×(1－0.0270)=795.13Kg/m3
?,?VPM101.325?96.623
??2.97 Kg/m RT8.314?(273?113.8)提馏段：
V'?V?(1?q)?F?102.87kmol/hL'?L?qF?28.06?113.64?141.70kmol/h
V,?M102.87?96.62Vt???0.9296 m3 / S ,3600?2.973600??v