式中的t为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m）
温度，（℃） σ 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4 苯 氯苯 双组分混合液体的表面张力σm可按下式计算：
σm?σAσB（xA、xB为A、B组分的摩尔分率）
σAxB?σBxA4.氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式 表示：
r2r10.38?tc?t2????t?t???c1?0.38（氯苯的临界温度：tc?359.2?C）
5.其他物性数据可查化工原理附录。
3.设计方案的确定及工艺流程的说明
3.1工艺草图
图 1-1 工艺流程简图
3.2工艺流程说明
一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
苯—氯苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送。
4.精馏塔的物料衡算
4.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。
xF?xD?62/78.11?0.702
62/78.11?38/112.6198/78.11?0.986
98/78.11?2/112.61xW?0.2/78.11?0.00288
0.2/78.11?99.8/112.614.2平均摩尔质量
MF ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol
MD?78.11?0.986??1?0.986??112.61?78.59kg/kmol
??112.61?112.5kg/kmol MW?78.11?0.00288??1?0.002884.3料液及塔顶底产品的摩尔流率
t/a?2083.3kg/h，全依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：W??15000塔物料衡算：
F??D??W? ?
0.38F??0.02D??0.998W?F?5659.6/88.39?64.03kmol/hF??5659.6kg/hD??3576.3kg/h D?3576.3/78.59?45.51kmol/h
W?2083.3/112.5?18.52khmol/W??2083.3kg/h5.塔板数的确定
5.1理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取NT，步骤如下： 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y
???依据x?pt?pB/p?A?pB，y?pAx/pt，将所得计算结果列表如下：
????温度，（℃） 苯 pi? 80 760 148 1 1 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 131.8 2900 760 0 0 氯苯 两相摩尔分率 x y 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 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1.表中数据作图得x~y曲线及t?x~y曲线。在x~y图上，因q?1，查得 ye?0.92，而5xe?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 3.求理论塔板数 精馏段操作线：y?xRx?D?0.35x?0.64 R?1R?1?和?0.702,0.884?两点的直线。 ,0.00288提馏段操作线为过?0.00288
1.0 0.9ye 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 xW xF xD 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0
图1-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 140 130 t 120 110 100 90 80 70 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 x(y)摩尔分数
图1-3苯-氯苯物系的温度组成图
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。
5.2实际塔板数
5.2.1全塔效率
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。
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?0.616logμm?0.17?0.616log0.267?0.52 5.2.2实际塔板数
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。
6.塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算
6.1平均压强
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?101.3?0.5?101.8kPa
精馏段平均压强：pm1??105.3?109.5?/2?107.4kPa 提馏段平均压强：pm2??101.8?109.5?/2?105.7kPa
6.2平均温度
查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃，塔底温度131.8℃。 精馏段 ：tm1??80?88?/2?84℃ 提馏段 ：tm2??131.8?88?/2?109.9℃
6.3平均分子量
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