1.1.2 q线方程及rmin和r的确定9
1.2.2操作线方程的确定10
8.3原料预热器31
8.4塔釜再沸器（列管式再沸器（蒸发器32
精馏是分离均相液体混合物的典型化工单元操作。其本质是液、相间的质量传递与热量传递。它是利用液体混合物中在工业中各组分挥发度不同而将其分离。
工业上，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
用以实现精馏操作的气液传质设备即精馏塔。根据塔内气夜接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气液两相在塔内进行逐级接触。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内则装有各种形式的填料，气液两相沿塔做连续逆流接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。
与填料塔相比，板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低。而筛板塔结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较高，故应用广泛。
三氯甲烷为氯仿的学名，又称“三氯甲烷”和“三氯化碳”。氯仿一名为英语chloroform的半意半音译；哥罗芳为音译。常温下为无色透明的重质液体，极易挥发，味辛甜而有特殊芳香气味。
氯仿为有机合成原料，主要用来生产氟里昂（f-21、f-22、f-23）。此外，还用于有机合成及麻醉剂；脂肪、橡胶、树脂、油类、蜡、磷、碘和粘合压克力的溶剂；青霉素、精油、生物碱等的萃取剂；测定血清中无机磷；清洗剂；肝功能试验的防腐剂等。是手机维修人员必备的清洗剂。
苯（benzene, c6h6）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。
它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。
因此，设计氯仿－苯的筛板精馏塔，意义重大。
筛板塔是传质过程常用的塔设备，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。
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。
冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q＝1。
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量**；本设计就采用间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2水蒸汽。
实际操作的r必须大于rmin，但并无上限限制。选定操作r时应考虑，随r选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量l，v，l’，v’增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若r值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。
其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的r值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳r值，常用的适宜r值范围为：
r＝（1.2～2）rmin。本设计考虑以上原则，选用：
r＝1.6rmin。
采用深井水，温度t＝12℃
含氯仿0.5（mol fraction）的氯仿－苯混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含氯仿0.
995），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含氯仿0.002）。
已知进料量f＝260kmol/h，进料组成xf＝0.5，进料q＝1
设计要求：xd＝0.995，xw=0.002
衡算方程 ：
1.1.2 q线方程及rmin和r的确定。
xf＝0.5 q＝1q线方程为： x＝0.5
随着回流比r的减小，操作线逐渐靠近平衡线，如上图所示，两操作线会在。
取r＝1.6rmin＝3.68
已知 d＝kmol/h r＝3.68
精馏段：l＝rd＝3.68×130.39=479.84kmol/h
v＝（r＋1）d＝4.68×130.39=610.23 kmol/h
提馏段：l’＝l＋qf＝479.84+260=739.84 kmol/h
v’＝v－（1－q）f＝v＝610.23kmol/h
1.2.2操作线方程的确定。
通过两点方法确定操作线方程（xd，xd）＝（0.995，0.995） （xw，0）＝（0.002,0）
由上图知r＝3.68
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
由于本题的平衡线方程未知，所以我采用matlab进行非线性拟合，用lsqcurvefit函数来做，最终确定相对挥发度α=1.74，如上图，拟合效果较好。
然后我运用origin软件采用**法作出精馏塔理论板数，见下图。
由上图可知，精馏段理论板数是9个，提馏段理论板数是24个。减去蒸馏釜，则提馏段理论板数为23个。
n精=9/0.52=17.3≈18
进料位置是第18块板。
n提=23/0.52=44.23≈45
np＝n精+n提＝18+45=63块。
应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。
由于氯仿-苯体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。
其中塔顶压力p顶=101.3+4=105.3kpa
单板提馏段压降δp=0.7kpa
进料板压力pf=105.3+0.7*18=117.9 kpa
精馏段平均压力pm=（105.3+117.9）/2=111.6 kpa
塔底压力p底=105.3+0.7*63=149.4 kpa
平均操作压力pm=(105.3kpa+149.4)/2 kpa=127.35 kpa
i．泡点进料：xf＝0. 5 通过“t-x-y”图查得tf=76℃
进料板上一块塔板上组分为x＝0.3211 所以该板上温度为（内插法）：
进料板下一块塔板上组分为x＝0.4709 所以该板上温度为：
ii.塔顶温度：td=61.3℃ 塔底温度：tw=80.19℃
iii.精馏段平均温度：℃
提馏段平均温度：℃
全塔平均温度℃
氯仿分子量为：119.38kg/kmol (ma)
苯的分子量为：78.11 kg/kmol (mb)
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