V,?M141.70?96.62Lt???0.0048 m3 / S ,3600?795.133600??V求取操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
第4节 热量衡算
4.1塔顶冷却水用量
塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t’=81.1℃ 查得苯、乙苯比热容和汽化热如下表：
苯 比热容KJ/Kg.k 汽化热KJ/Kg 乙苯 比热容KJ/Kg.k 汽化热KJ/Kg 在塔顶85.5℃的汽化热γ
苯
80 1.881 394.1 1.934 370.0 乙苯
100 1.953 379.3 2.008 359.3 =367 KJ/Kg； =389 KJ/Kg
120 2.047 363.2 2.083 347.9 140 2.143 345.5 2.157 335.9 =390 KJ/Kg，γ
苯
则，平均汽化热γ= XD×γ+（1- XD）×γ
乙苯
比热容为Cp苯 =1.92KJ/Kg.k，Cp乙苯=1.95 KJ/Kg.k 则，平均比热容Cp= XD×Cp苯+（1- XD）× Cp乙苯=1.92
馏出液D的质量QD=XD×D×M苯+（1- XD）×D×M乙苯=5913.26Kg/h 回流液质量QL=R*QD=2217.47 Kg/h
则冷凝器热负荷Q=（QD+QL）×γ+（QD+QL）×Cp×△T
=(5913.26+2217.47)
×389+(5913.26+2217.47×1.92×
(85.5-81.1)
=3.23×106 KJ/h 水的比热容可认为Cp水=4.2 KJ/Kg.k 则，冷却水用量
m冷水Q3.23?106???3.08?104 Kg/h Cp水?（t出口-t进口）4.2?（50-25）4.2塔釜饱和蒸汽用量
由上表估算塔釜温度132.9℃时汽化热γ则，塔釜平均汽化热γ
塔釜
苯
=351.7 KJ/Kg，γ
乙苯
乙苯
=340.1 KJ/Kg
= Xw×γ
苯
+（1- Xw）×γ
=340.4 KJ/Kg
釜液的质量流量Qw=10000-QD=4086.74 Kg/h
则，塔底再沸器的热负荷Q再沸器=Qw×γ
塔釜
=340.4×4086.74=1.39×106 KJ/h
再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)，即约490KPa。 查得：
绝对压强KPa 450 500 温度℃ 147.7 151.7 蒸汽
蒸汽密度kg/m3 2.4152 2.6673 =2115.64KJ/kg，密度ρ
汽化热KJ/kg 2125.4 2113.2 蒸汽
可近似估算5kgf/cm2下的汽化热γ则，所需蒸汽
m蒸汽?Q再沸器=2.6169 kg/m3
?塔釜m蒸汽?1.39?106??4083.43kg/h
340.4V蒸汽??密度4083.43?1560.41m3/h
2.61694.3液体平均表面张力 由公式?m??xi?i进行计算
i?1n查得苯、乙苯在某些温度下的表面张力 t/℃ 60 80 100 ?苯(mN/m) 23.74 21.27 18.85 120 16.49 18.81 140 14.17 16.82 ?乙苯(mN/m) 25.01 22.92 20.85 则，由内差法求得塔顶、进料、塔釜温度下苯与乙苯的表面张力如下：
t/℃ 85.5 20.60 22.35 94.8 19.48 21.39 132.9 14.99 17.53 ?苯(mN/m) ?乙苯(mN/m) 进料板表面张力?m进?0.6430?19.48?0.3730?21.39?20.50mN/m
塔顶表面张力?m顶?0.9627?20.60?0.0373?22.35?20.66mN/m 塔底表面张力?m底?0.027?14.99?0.973?17.53?17.46mN/m 精馏段液体平均表面张力?m(精)??m进??m顶2?20.50?20.66?20.58mN/m
220.66?17.46?19.06mN/m
2提馏段液体平均表面张力?m(提)?全塔液体平均表面张力
?m进??m底2??m??m(精)??（提）20.58?19.06m2?2?19.82mN/m
第5节 塔板工艺尺寸计算：
5.1塔径计算
塔径的计算按照下式计算：
D?4VS ?u式中 D —— 塔径m；
Vs —— 塔内气体流量m3/s； u —— 空塔气速m/s。
空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即
u?(0.6~0.8)umax
因此，需先计算出最大允许气速umax。
umax?C?L??V ?V式中 umax——允许空塔气速，m/s；
ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C——气体负荷系数，m/s，
对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为?=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：
?0.2 C?C20()
0.02
精馏段塔径的计算
由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： LR?0.0010m3/s、VR?0.8472m3/s 精馏段的汽，液相平均密度为：
?L?792.6kg/m3、?V?2.73kg/m3
板间距与塔径的关系 3
塔径D/mm
300~500
500~800
800~1600
1600~2400
板间距HT/mm 200~300 250~350 300~450 350~600
那么分离空间，初选板间距HT?0.45m，取板上液层高度hL?0.07m。
HT?hL?0.45?0.07?0.39m
?Ls??V?s???L????????S????0.5?0.0010??792.6???????0.84722.73????0.5?0.0195
0.2查上图smith关联图，得C20为20.58mN/m时的C
????0.085，依式C?C20??校正到物系表面张力
?20??20.58?C?C20??20??0.2?0.086
umax?C?L??V792.6?2.73?0.086??1.463m/s ?V2.73取安全系数为0.7，则
u?0.7umax?0.7?1.463?1.02m/s
D?4Vs4?0.8472??1.05m ?u3.14?1.02调整塔径为1.2m; 提馏段塔径的计算
Ls?0.0048m3/s、Vs?0.9296m3/s
提馏段的汽，液相平均密度为：
?L?795.13kg/m3、?V?2.97kg/m3
?Ls??V?s???L????v????????0.5?0.0048??795.13???????0.92962.97????0.5?0.0845
0.2???查上图smith关联图，得C20'?0.08，依式C?C20??校正到物系表面张力
?20?为19.06mN/m时的C
?19.06?C'?C20'??20??0.2?0.078
umax'?C'?L'??V'795.13?2.97?0.078??1.27m/s ?V'2.97u'?0.7umax'?0.7?1.27?0.889m/s
D'?4Vs'4?0.9296??1.15m ?u'3.14?0.889调整塔径为1.2m，综上，则取塔径为1.2m 5.2溢流装置
采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。