由图解法已知第10块理论板为进料板。查平衡曲线得对应的气液相组成为
气相平均摩尔质量
液相平均摩尔质量
塔底
查平衡曲线得
气相平均摩尔质量
液相平均摩尔质量
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
4密度
精馏段气相平均密度
提馏段气相平均密度
由手册查得
塔顶（ ）
4∗密度2.3
则
进料板（ ）
4∗密度2.3
苯的质量分数
1漏液线
带入数据得，
精馏段漏液线方程
提馏段漏液线方程
2液沫夹带线
以 为限，由
以上各式联立求得
精馏段液沫夹带线方程
提馏段液沫夹带线方程
3液泛线
由
以上各式联立，得
精馏段液泛线方程
提馏段液泛线方程
4液相负荷下线
对于平直堰，取堰上液层高度 作为最小液体负荷标准，即
精馏段
提馏段
图2精馏段负荷性能图
5液相负荷上线
塔底空间高度HB按下式计算。
塔釜储液高度
其中，塔釜料液停留时间 取30min，查手册可知DN3200mm的封头容积为0.635m3。
塔底页面至最下层塔板间距h2取2.065m，则
全塔开6个人孔，分别位于塔顶、第7块板、第13块板、进料板、第26块板和塔釜，塔板间距 可保证足够的工作空间。
塔的有效高度
计算塔顶压力
对应的汽液平衡数据，绘制x-y图。
图1图解法求理论板数
本工艺采用泡点进料，进料热状况q=1。q线与平衡曲线的交点坐标为xq=0.836，yq=0.961。
最小回流比
取操作回流比
精馏段气相及液相负荷
提馏段气相及液相负荷
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
采用图解法求理论板数。求解结果为总理论板数NT= 16，其中精馏段理论板数NT,精= 9，提馏段理论板数NT,提= 6（不含再沸器），进料板位置NF=10。
1操作压力
根据塔顶压力 及单板压降 ，可计算进料板压力
及塔底压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
2操作温度
前已求得塔顶温度
通过前文所述的泡点温度计算方法求取 下，对应的进料板泡点温度
以及 下，对应的塔底泡点温度
精馏段平均温度
提馏段平均温度
3平均摩尔质量
塔顶
查平衡曲线得
气相平均摩尔质量
液相平均摩尔质量
进料板
六、塔板工艺尺寸设计
1溢流装置
塔径为3.2m，故选用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。
精馏段
取 ，则溢流堰堰长
选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取 。
堰上层液高度
堰高度
由 查手册得到降液管宽度与塔径之比及降液管截面积与塔截面积之比
则
液体在降液管中的停留时间
故降液管设计合理
取液体通过降液板底隙的流速 ，则底隙高度
负荷因子
最大允许气速
取安全系数为0.6，则空塔气速
提馏段
气液相流量分别为
取塔板间距 ，板上液层高度 ，则
查Smith关联图得 ，则
负荷因子
最大允许气速
取安全系数为0.6，则空塔气速
按标准塔径圆整，取 。
塔截面积为
精馏段实际空塔气速
提馏段实际空塔气速
2塔高
塔板间距HT取0.80m。
塔顶空间高度HD取2倍塔板间距，即1.60m。
提馏段
取 ，则溢流堰堰长
选用平直堰，Francis公式中液流收缩系数近似取 。
堰上层液高度
堰高度
由 查得
则
停留时间
故降液管设计合理
取液体通过降液板底隙的流速 ，则底隙高度
2板面组成
因塔径较大，采用分块式塔板，塔板分为7块。
安定区宽度取 ，边缘区宽度取 。
开孔区面积Aa用下式计算
精馏段
同理，可算得提馏段
《化工原理》课程设计报告
精馏塔设计
学院
专业
班级
学号
姓名
指导教师
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务3
三．进料热状态...................................................4
四．加热方式.....................................................4
则管径
选用 的无缝钢管，实际流速
3塔底料液排出管道
塔底产品体积流量
取液体流速
则管径
选用 的无缝钢管，实际流速
4塔顶蒸气出口管道
塔顶蒸气体积流量
取气体流速
则管径
选用 的无缝钢管，实际流速
5塔底蒸气进口管道
塔底蒸气体积流量
取气体流速
则管径
选用 的无缝钢管，实际流速
十、辅助设备计算
1原料预热器
将20 的原料液预热至泡点温度（ ），加热介质采用113 饱和水蒸汽（0.16MPa），冷凝液在饱和温度下流出。选定原料液走管程，加热蒸汽走壳程。
3筛孔设计
选取厚度 的碳钢塔板，筛孔直径 。精馏段和提馏段的筛孔均按正三角形排列，取筛孔中心距 。
精馏段
筛孔数目
开孔率
气体通过阀孔的气速
同理可得提馏段
七、塔板流体力学检验
1塔板压降
塔板压降包括干板阻力、板上液层的有效阻力及液体表面张力引起的阻力。
干板阻力
由 查得流量系数 。则精馏段干板阻力
同理，提馏段干板阻力
实际孔速
稳定系数
3液沫夹带
精馏段
鼓泡层高度
根据Hunt关联式算得液沫夹带量
提馏段
鼓泡层高度
液沫夹带量
精馏段和提馏段液沫夹带量均位于允许范围内。
4液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度 应服从关系式 ，苯-氯苯物系属一般物系，取安全系数 。
精馏段
满足
提馏段
满足
故精馏段和提馏段均不会发生液泛。
八、塔的负荷性能图
壳程加热蒸汽定性温度
管程流体定性温度
根据定性温度查取有关物性数据。
水的汽化潜热
水蒸气的密度
苯及氯苯的恒压热容
则原料液的恒压热容
原料液的质量流量
则热流量为
平均传热温差
加热蒸汽用量
设总传热系数
传热面积
考虑15%面积裕度，则
选用 碳钢换热管，取管内流速
单管程换热管数
所需换热管长度为
圆整为6m。可按单管程设计，换热管数
0.8
塔高
H
m
30
塔径
D
m
1.8
空塔气速
u
m/s
1.24
1.20
塔板溢流类型
单溢流
单溢流
降液管类型
弓形降液管
凹形受液盘
弓形降液管
凹形受液盘
溢流堰长度
lw
m
2.080
2.176
溢流堰高度
hw
m
0.066
0.049
溢流堰宽度
Wd
m
0.410
0.454
堰上液层高度
how
m
0.024
0.051
续表
项目
符号
单位
0.893
降液管中停留时间
s
32.8
11.6
液沫夹带量
eV
kg液/kg气
0.00522
气体通过液层的阻力
精馏段
以塔截面面积与降液区面积之差为基准计算的气体速度
气相动能因子
查手册得，充气系数 ，则板上液层的有效阻力
提馏段
液体表面张力引起的阻力
精馏段
提馏段
由以上各项分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降
精馏段
提馏段
均满足设计任务书给定的要求
2漏液
精馏段漏液点气速
实际孔速
稳定系数
提馏段漏液点气速
二．操作条件
1.塔顶压强自选；
2.进料热状况自选；
3.回流比自选；
4.塔底加热蒸汽压强 自选；
5.单板压降不大于0.9kPa；
三．塔板类型
板式塔或填料塔。
四．工作日
每年300天，每天24小时连续运行。
五．厂址
厂址为天津地区。
六．设计内容
1.设计方案的确定及流程说明
2.精馏塔的物料衡算；
3.塔板数的确定；
精馏段和提馏段液体在降液管中停留时间 的下限分别取10s和8s，由
可得，精馏段
提馏段
由上述五条线可分别作出精馏段和提馏段的负荷性能图。
图3提馏段负荷性能图
九、接管尺寸计算
1进料管道
进料体积流量
利用泵输送料液，取液体流速
则管径
选用 的无缝钢管，实际流速
2塔顶回流液管道
塔顶回流液体积流量
利用泵输送回流液，取液体流速
设全塔效率ET= 0.5，则精馏段实际板数N精= 9/0.5 = 18，提馏段实际板数N提= 6/0.5 = 12，总板数N= 18（不含再沸器）。
三、实际塔板数的确定
前已得出，塔顶压力
则塔底压力
由Antoine方程
及泡点方程
通过试差法分别计算塔顶和塔底的温度（泡点）。
计算得塔顶温度
塔底温度
则全塔平均温度
三、进料热状态
进料热状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的关系。q值增加，则冷凝器负荷降低，再沸器负荷增加。对于低温精馏，采用较高q值更经济；对于高温精馏，当D/F值较大时，宜采用较小的q值；当D/F值较大时，宜采用q值较大的气液混合物。本方案采用泡点进料。
四、加热方式
塔釜的加热方式通常分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。当塔底产物近于纯水且在浓度很低时溶液的相对挥发度仍较大时，可采用直接蒸汽加热。本方案采用间接蒸汽加热，塔釜设置再沸器。饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此本方案采用饱和水蒸气作为加热剂。