衡算
0684F0986D00072W
（2）
联立上式（1）、（2）得：D87908kmolhF12789kmolh
三、塔板数的确定
1、理论板层数NT的求取
苯－氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数根据苯－氯苯物系的气液平衡数据，绘出xy，txy图
7
fdb
图31苯－氯苯的气液平衡xy图℃
图3２苯－氯苯的气液平衡txy图
（1）、根据苯－氯苯的气液平衡数据作xy图及txy图通过气液平衡关系在txy图直角坐标系中做出平衡曲线，并在苯－氯苯的
气液平衡xy图标出c点（xw、xw）、e点（xF、xF）、a点（xD、xD）三点；（2）、求最小回流比Rmi
及操作回流比R
因饱和液体进料，在图中对角线上自点e（06840684）作垂线（q线）该线与平衡线的交点坐标为（yq079xq045），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。Rmi
xDydyqxq09860790790450576取操作回流比R12Rmi
12×057606912
8
f其截距为0583即点b00583，连接点b和点a09860986可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点d，连接点d、点c0007200072可作出提馏段操作线方程。
按照常规的图解法作梯级可得：NT716层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为2层，提馏段为4层（不包括再沸器），第3层为加料板图如上一页所示
（3）、求操作线方程
LRD06912×879086076kmolh
VLD60768790814867kmolh
L’LF60761278918865kmolh
V’V14867
kmolh
精馏段操作线方程
y

LV
x

DV
xD

0409x
0583
提馏段操作线方程
LW
yV

xV

xW
127x00019
（4）、图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如图31所示。求解结果为
总理论板层数NT7（包括再沸器）
进料板位置NF3
2、实际板层数的求取
全塔效率取全塔效率为43
精馏段
N精＝2043＝465≈5块
提馏段
N提＝50431163≈12块
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1、操作压力计算
塔顶操作压力
PD＝4＋1013＝1053kpa
9
f每层塔板压降进料板压力塔底压强为精馏段平均压力
ΔP07kpaPF1053＋07×51088kpaPw＝PF＋12×07＝1172kpaPm＝（1053＋1088）210705kpa
2、操作温度计算
根据图32可得：，xD0986xW00072xF0684查图可得：塔顶温度tD8010C进料板温度：tf900C
tm精tDtF2801902855℃
3、平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算由xDy10986查平衡曲线图31可得x1086MVDm0986×7811＋0004×112557859kgkmolMLDm086×7811＋014×112558293kgkmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板yF＝087查平衡曲线图31可得xF056r