化工原理课程设计甲苯与乙苯
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2.1.2进料状态
进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为冷进料。
x(4)=0.8587, y(4)=0.9234
x(5)=0.8071, y(5)=0.8925
x(6)=0.7487, y(6)=0.8553
x(7)=0.6869, y(7)=0.8132
x(8)=0.6260, y(8)=0.7686
x(9)=0.5702<x(q)=0.5900, y(9)=0.7247
2.1.4
影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。
适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。
（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.1～2倍，即R＝（1.1～2）Rmin；
（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。
降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。
（流程图见附录）
第三章
3.1
3.1.1
表3—1 原始液：甲苯和乙苯的混合物
原料液处理量
28000t/y （1y=300d * 24 h/d）
原料液（含甲苯）
50%（质量分数）
原料液温度
40℃
塔顶产品（含甲醇）
98%（摩尔分数）
塔底残液（含甲醇）
5%（摩尔分数）
回流比
R=1.8Rmin
3.1.2
表3—2 甲苯的物理性质
筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932年提出的，当时主要用于酿造。
它的主要优点有：
(１)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
y=0.7247,x=0.5702（加料板）
yw=0.0933 ,xw=0.0493（塔釜）
根据公式： 得：
, ,
塔顶和塔釜的算术平均值：
由奥康奈尔关联式：
求解实际塔板数N=
第四章
4.1
4.1.1
1.查的有关甲苯和乙苯的安托因方程：
甲苯：A=6.080 B=1343.94 C=219.58
得：
故第9块板进料，下面改用提馏段方程：
x(10)=0.5211, y(10)=0.6835
x(11)=0.4551, y(11)=0.6237
x(12)=0.3749, y(12)=0.5434
x(13)=0.2883, y(13)=0.4456
x(14)=0.2063, y(14)=0.3402
x(15)=0.1375, y(15)=0.2403
塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。本设计采用全凝气。
甲苯—乙苯混合液原料到指定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，连续的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，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵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。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。
3.1.3
总物料衡算 (3-1)
易挥发组分物料衡算 (3-2)
以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率 为
（3-3）
式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
由（3-1）和（பைடு நூலகம்-2）式得：
(3-4)
(3-5)
16.27
140
748.8
31.359
0.198
0.200
15.23
表3—2 乙苯的物理性质
分子质量：106.17 沸点：136.186℃
温度
(℃)
密度
（kg/m3）
汽化热
（KJ）
比热容
（Kg/(mol.℃)
黏度
mPa.s
表面张力
110
785.8
37.547
0.217
0.278
19.86
120
776.2
第二章
2.1
2.1.1
精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计采用常压蒸馏，塔顶压力为101.3kPa。
2.3
精馏装置有精馏塔、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。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
36.936
0.221
0.259
18.81
130
766.6
36.312
0.225
0.242
17.81
140
756.7
35.642
0.229
0.226
16.82
（1）料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
原料组成：xF=0.5354
馏出液组成：xD=0.98
釜出液组成：xW=0.05
（2）进料量F=39.4791kmol/h
华北电力大学
《化工原理课程设计》报告
题目：2.8万吨/年甲苯-乙苯分离过程筛板精馏装置设计
年级：09级
专业：应用化学
设计者姓名：
设计单位：可再生能源学院
指导老师：覃吴
设计时间：2012年7月6日
在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备有板式塔和填料塔两种形式，下面我们就板式塔中的筛板塔展开叙述。
（1）馏出液流量D=20.6036kmol/h
（2）釜残液流量W=18.8755kmol/h
3.1.4q
精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。
式中：q——进料热状态参数；
3.1.5
由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。
x(16)=0.0855, y(16)=0.1566
x(17)=0.0493, y(17)=0.0933
所以，理论塔板数为NT= 17块（含再沸器）。其中9块精馏段理论板，8块提馏段理论板，第9块板为进料板。
3.2.2
用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：
因为y1=xD=0.98,x1=0.9611（塔顶第一块板）
筛板塔的缺点是：
(１)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２)操作弹性较小(约2～3)。
(３)小孔筛板容易堵塞。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对组成结构和性质相似的甲苯和乙苯进行精馏分离。本文详细的介绍了甲苯和乙苯筛板精馏分离的设计过程，画出了工艺流程图和精馏塔主要设备图形象直观的展现了设计的结果。
2.1.3
蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。对于本设计采用间接加热方式。
(3)保证安全生产
例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
2.2
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
(1)满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
表 3-3塔温
温度
相对挥发度
塔顶甲苯的摩尔分数： = 0.9611
111.0094℃
1.9771
进料甲苯的摩尔分数： = 0.5321
121.5330℃
2.0286
塔底甲苯的摩尔分数： =0.0493
138.5989℃
1.9496
3.2
3.2.1
图3-1
如图3-1所示xq=0.59 ;yq=0.75由此可以求出最小回流比Rmin：
平衡线方程：
最小回流比可按ae线的斜率： （3-6）
故Rmin=1.4375
R=1.8Rmin=2.5875
精馏段操作线方程： （3-7）
提馏段操作线方程： (3-8)
平衡线方程可写为：
x(1)=0.9611, y(1)=0.9800
x(2)=0.9354, y(2)=0.9664
x(3)=0.9015, y(3)=0.9478
(2)满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
分子质量：92.14 沸点：110.625℃
温度
(℃)
密度
（kg/m3）
汽化热
（KJ）
比热容
（Kg/(mol.℃)
黏度
mPa.s
表面张力
110
780.3
35.239
0.186
0.245
18.41
120
770.0
32.631
0.191
0.228
17.34
130
759.5
32.004
0.194
0.213
进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为冷进料。
x(4)=0.8587, y(4)=0.9234
x(5)=0.8071, y(5)=0.8925
x(6)=0.7487, y(6)=0.8553
x(7)=0.6869, y(7)=0.8132
x(8)=0.6260, y(8)=0.7686
x(9)=0.5702<x(q)=0.5900, y(9)=0.7247
2.1.4
影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。
适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。
（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.1～2倍，即R＝（1.1～2）Rmin；
（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。
降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。
（流程图见附录）
第三章
3.1
3.1.1
表3—1 原始液：甲苯和乙苯的混合物
原料液处理量
28000t/y （1y=300d * 24 h/d）
原料液（含甲苯）
50%（质量分数）
原料液温度
40℃
塔顶产品（含甲醇）
98%（摩尔分数）
塔底残液（含甲醇）
5%（摩尔分数）
回流比
R=1.8Rmin
3.1.2
表3—2 甲苯的物理性质
筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932年提出的，当时主要用于酿造。
它的主要优点有：
(１)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
y=0.7247,x=0.5702（加料板）
yw=0.0933 ,xw=0.0493（塔釜）
根据公式： 得：
, ,
塔顶和塔釜的算术平均值：
由奥康奈尔关联式：
求解实际塔板数N=
第四章
4.1
4.1.1
1.查的有关甲苯和乙苯的安托因方程：
甲苯：A=6.080 B=1343.94 C=219.58
得：
故第9块板进料，下面改用提馏段方程：
x(10)=0.5211, y(10)=0.6835
x(11)=0.4551, y(11)=0.6237
x(12)=0.3749, y(12)=0.5434
x(13)=0.2883, y(13)=0.4456
x(14)=0.2063, y(14)=0.3402
x(15)=0.1375, y(15)=0.2403
塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。本设计采用全凝气。
甲苯—乙苯混合液原料到指定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，连续的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，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵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。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。
3.1.3
总物料衡算 (3-1)
易挥发组分物料衡算 (3-2)
以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率 为
（3-3）
式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。
由（3-1）和（பைடு நூலகம்-2）式得：
(3-4)
(3-5)
16.27
140
748.8
31.359
0.198
0.200
15.23
表3—2 乙苯的物理性质
分子质量：106.17 沸点：136.186℃
温度
(℃)
密度
（kg/m3）
汽化热
（KJ）
比热容
（Kg/(mol.℃)
黏度
mPa.s
表面张力
110
785.8
37.547
0.217
0.278
19.86
120
776.2
第二章
2.1
2.1.1
精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计采用常压蒸馏，塔顶压力为101.3kPa。
2.3
精馏装置有精馏塔、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。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
36.936
0.221
0.259
18.81
130
766.6
36.312
0.225
0.242
17.81
140
756.7
35.642
0.229
0.226
16.82
（1）料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
原料组成：xF=0.5354
馏出液组成：xD=0.98
釜出液组成：xW=0.05
（2）进料量F=39.4791kmol/h
华北电力大学
《化工原理课程设计》报告
题目：2.8万吨/年甲苯-乙苯分离过程筛板精馏装置设计
年级：09级
专业：应用化学
设计者姓名：
设计单位：可再生能源学院
指导老师：覃吴
设计时间：2012年7月6日
在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备有板式塔和填料塔两种形式，下面我们就板式塔中的筛板塔展开叙述。
（1）馏出液流量D=20.6036kmol/h
（2）釜残液流量W=18.8755kmol/h
3.1.4q
精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。
式中：q——进料热状态参数；
3.1.5
由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。
x(16)=0.0855, y(16)=0.1566
x(17)=0.0493, y(17)=0.0933
所以，理论塔板数为NT= 17块（含再沸器）。其中9块精馏段理论板，8块提馏段理论板，第9块板为进料板。
3.2.2
用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：
因为y1=xD=0.98,x1=0.9611（塔顶第一块板）
筛板塔的缺点是：
(１)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２)操作弹性较小(约2～3)。
(３)小孔筛板容易堵塞。
但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。
精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对组成结构和性质相似的甲苯和乙苯进行精馏分离。本文详细的介绍了甲苯和乙苯筛板精馏分离的设计过程，画出了工艺流程图和精馏塔主要设备图形象直观的展现了设计的结果。
2.1.3
蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。对于本设计采用间接加热方式。
(3)保证安全生产
例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
2.2
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：
(1)满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。
表 3-3塔温
温度
相对挥发度
塔顶甲苯的摩尔分数： = 0.9611
111.0094℃
1.9771
进料甲苯的摩尔分数： = 0.5321
121.5330℃
2.0286
塔底甲苯的摩尔分数： =0.0493
138.5989℃
1.9496
3.2
3.2.1
图3-1
如图3-1所示xq=0.59 ;yq=0.75由此可以求出最小回流比Rmin：
平衡线方程：
最小回流比可按ae线的斜率： （3-6）
故Rmin=1.4375
R=1.8Rmin=2.5875
精馏段操作线方程： （3-7）
提馏段操作线方程： (3-8)
平衡线方程可写为：
x(1)=0.9611, y(1)=0.9800
x(2)=0.9354, y(2)=0.9664
x(3)=0.9015, y(3)=0.9478
(2)满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
分子质量：92.14 沸点：110.625℃
温度
(℃)
密度
（kg/m3）
汽化热
（KJ）
比热容
（Kg/(mol.℃)
黏度
mPa.s
表面张力
110
780.3
35.239
0.186
0.245
18.41
120
770.0
32.631
0.191
0.228
17.34
130
759.5
32.004
0.194
0.213