系统汽液平衡数据图（t-x-y； x-y）见附件。
3.3 塔的物料衡算
3.3.1 料液及塔顶、塔底产品组分质量（摩尔）分率 苯的摩尔质量 78.114kg/kmol 甲苯摩尔质量 92.141kg/kmol
料液组分 xF==0.639
塔顶组分 xD==0.962
塔底组分 xW==0.041
上述各点对应气相组成，通过t-x-y图读取：
yF=0.815, yD=0.990, yW=0.090
3.3.2 平均分子量
MFL=0.639×78.114+(1-0.639)×92.141=83.178kg/kmol MFV=0.815×78.114+(1-0.815)×92.141=80.709kg/kmol MDL=0.962×78.114+(1-0.962)×92.141=78.647kg/kmol MDV=0.990×78.114+(1-0.990)×92.141=78.254kg/kmol MWL=0.041×78.114+(1-0.041)×92.141=91.566kg/kmol
6
MWV=0.090×78.114+(1-0.090)×92.141=90.879kg/kmol 3.3.3 总物料衡算、易挥发组分物料衡算
总物料衡算 D+W=F=4000/83.178=48.090kmol/h (a) 易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF (b) 联解(a)、(b)得到：
D=31.225kmol/h W=16.865kmol/h 3.4 塔板数的确定 3.4.1 最小回流比
泡点进料q=1． xq=xF=0.639
通过y-x图，得到yq=0.815 已知xD=0.962，yD=0.990 Rmin=
=
=0.835
3.4.2 回流比
取操作回流比为1.791，所以R=1.791×Rmin=1.495
3.4.3 精馏段操作线方程
y=
x+
=0.599x+0.386
q线方程 x=xF=0.639
3.4.4 图解得理论板数NT
7
在对角线上定出点a （0.962，0.962），在y轴上定出截距的点b （0，0.386），连接ab即为精馏段操作线。
在对角线上定出点e（0.639，0.639），过点e作垂直于x轴的直线交精馏段操作线与点d。此直线为q线。
在对角线定出c (0.041,0.041)，连接cd即为提馏段操作线。 从点a开始在平衡线与精馏段操作线之间作由水平线和铅垂线构成的阶梯，从第7个阶梯开始更换提馏段操作线，直至x =0.025 图解结果为：所需理论板数为13（不包括再沸器），从塔顶算起第7层理论板为加料板。 3.4.5 板效率 取全塔的平均操作温度为进料温度,即t=88.3℃, μmL为0.28cp. 所以,Eo=0.17-0.616×lg(0.28)=0.511 故实际板数N=13/0.511=25.4,取N为25(扣除再沸器) 实际进料板为6.3/0.511=12.3,即实际进料板为第12块板. 塔的有效高度H=(25-1)×0.45=10.8m 3.5 精馏段气液负荷 精馏段: V=(R+1)D=(1+1.495)×31.225=77.906Kmol/h L=RD=1.495×31.225=46.681Kmol/h 提馏段: V’=V+(1-q)F=77.906Kmol/h L’=L+qF=46.681+1×48.090=94.771Kmol/h 8 3.6 工艺条件及物性数据 以精馏段为例进行计算 安托尼公式 纯组分的饱和蒸汽压p0和温度的关系。 lgp0=A－ 表2 苯与甲苯的安托尼常数 常数 苯 组分 甲苯 3.6.1 温度和组成 从图2可查出各处气相和液相组成, 并将数据列于表3中. 从图1可查出对应液相组成下的温度. 图３ 温度与组成 塔顶 塔釜 进料板 3.6.2 操作压力 塔顶 用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=105.9kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=41.1kPa 塔顶压力 9 A 6.023 6.078 B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58 液相组成 0.920 0.041 0.639 气相组成 0.962 0.090 0.815 温度/℃ 81.5 109.0 88.5 ＰＤ＝ｘ１ＰAsat＋(１－x1)ＰＢsat=0.920×105.9+0.080× 41.1=100.7kPa 塔釜 用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=228.5kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=97.2kPa 塔顶压力 ＰＷ＝ｘWＰAsat＋(1－xW)ＰＢ97.2=102.6kPa 进料板 sat=0.041×228.5+0.959× 用安托尼公式求得纯苯蒸汽压ＰAsat=130.5kPa 纯甲苯蒸汽压ＰＢsat=52.0kPa 塔顶压力 ＰＦ＝ｘqＰAsat＋(1－xq)ＰＢsat=0.639×130.5+0.361×52.0 =102.2kPa 精馏段 P1＝(PD - PF)／ln(PD/PF)=101.4kPa 提馏段 P2＝(PW - PF)／ln(PW/PF)=102.4kPa 3.6.3 平均分子量 塔顶 ＭＤ＝x1MA+(1-x1)MB=0.920×78.114+0.080×92.141 10