一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。

（二）操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）2.进料热状况：饱和蒸汽进料3.回流比：R=2R min4.单板压降不大于0.7kPa（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区设计要求1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学验算（3）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制4、塔的工艺计算结果汇总一览表5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论（四）基础数据1.组分的饱和蒸汽压p（mmHg）i2.组分的液相密度ρ（kg/m3）3.组分的表面张力（mN/m）4.液体粘度μ（mPa•s）5.Antoine常数二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）（一）设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。

典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。

在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。

操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。

塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

（二）全塔的物料衡算1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol 和112.6kg/kmol=+=6.112/39.011.78/61.011.78/61.0F x 0.693989.06.112/015.011.78/985.011.78/985.0=+=D x014.06.112/98.011.78/01.011.78/01.0=+=W x2.平均摩尔质量()kg/kmol 70.886.112693.01693.011.78=⨯-+⨯=F M ()kg/kmol 49.786.112989.01989.011.78=⨯-+⨯=D M()kg/km ol 12.1126.112014.01014.011.78=⨯-+⨯=W M3.料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：h kmol 62.5824330989.010*******=⨯⨯⨯=D ，全塔物料衡算： W x D x F x W D F w D f +=+= ⇒25.6kmol/hW kmol/h22.84==F（三）塔板数的确定 1.理论塔板数T N 的求取 2）确定操作的回流比R将1）表中数据作图得y x ~曲线及y x t ~-曲线。

在y x ~图上，因q=0， e （0.693,0.693）查得693.0=q y ，31.0=q x 。

故有：7624.031.0693.0693.0989.0min=--=--=q q q D x y y x R ;525.12min ==R R 3）求理论塔板数(图解法) 精馏段操作线：392.0604.011+=+++=x R x x R R y D总理论板层数：6.5(包括再沸器) 进料板位层：42.实际塔板数p N 1）全塔效率T E选用m T E μlog 616.017.0-=公式计算。

该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa ·s 的烃类物系，式中的m μ为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

塔的平均温度为0.5(80+129)=104.5℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：s mPa 246.0⋅=A μ，s mPa 352.0⋅=B μ。

()()mpasx x F B F A m 278.0693.01352.0693.0246.01=-⨯+⨯=-+=μμμ51.0278.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ2）实际塔板数p N （近似取两段效率相同）精馏段：651.0/31==Np 块 提馏段：551.0/5.21==Np 块 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1.平均压强m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。

塔顶：kPa 31.81431.77=+=D p 加料板：kPa 51.8567.031.81=+=⨯F p塔底：kPa 01.8957.051.85=+=⨯W p精馏段平均压强kPa 41.832/)51.8531.81(=+=m p 提馏段平均压强kPa 26.872/)51.8501.89(=+=m p 2.平均温度m tB B A A x P x P P οο+=和 Ct BA P +-=οlg 两式联立由试差法求得 35.73=D t ℃ ；76.83=F t ℃ ；79.125=W t ℃精馏段平均温度：℃提馏段平均温度：℃3.平均分子量m M塔顶：989.01==D x y ，93.01=x （查相平衡图）()kg/kmol 49.786.112989.0111.78989.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/kmol 52.806.11293.0111.7893.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：725.0=F y ，38.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 59.876.112725.0111.78725.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 49.996.11238.0111.7838.0,=⨯-+⨯=m LF M塔底：075.0=W y ，014.0=W x()kg/kmol 01.1106.112075.0111.78075.0,=⨯-+⨯=m VW M()kg/kmol 12.1126.112014.0111.78014.0,=⨯-+⨯=m LW M精馏段：kg/kmol 04.832/)59.8749.78(=+=Vm Mkg/kmol 00.902/)52.8049.99(=+=Lm M提馏段：kg/kmol 8.982/)01.11059.87(=+=Vm Mkg/kmol 8.1052/)12.11249.99(=+=Lm M4.平均密度m ρ 1）液相平均密度m L ρ,塔顶：35.73=D t ℃ 3/2.822m Kg A =ρ3/3.1049m Kg =B ρ3/9.824)3.1049/015.02.822/985.0(1m Kg LDm =+=ρ进料板：76.83=F t ℃3/8.810m Kg A =ρ3/7.1037m Kg =B ρ3/2.947)7.1037/767.08.810/233.0(1m Kg LFm =+=ρ塔底：76.83=w t 3/7.761m Kg A =ρ3/6.989m Kg =B ρ3/6.986)6.989/99.07.761/01.0(1m Kg LFm =+=ρ精馏段：3/05.8862/)2.9479.824(m Kg Lm =+=ρ 提馏段：3/9.9662/)6.9862.947(m Kg Lm =+=ρ2）汽相平均密度m V ρ,精馏段：3/38.2)15.27355.78(314.804.8381.84m Kg RT M P m vm m Vm =+⨯⨯==ρ 提馏段：3/76.2)15.27371.104(314.836.9981.84m Kg RT M P m vm m Vm =+⨯⨯==ρ 5.液体的平均表面张力m σ塔顶：35.73=D t ℃；m mN DA /09.22=σm mN DB /44.24=σm mN LDm /12.2244.24015.009.22989.0=⨯+⨯=σ进料板：76.83=F t ℃；m mN FA /82.20=σ m mN FB /34.23=σm mN LFm /59.2134.23307.082.20693.0=⨯+⨯=σ塔底：79.125=W t ℃； m mN WA /82.15=σ m mN WB /77.18=σ 精馏段：m mN Lm /86.212/)59.2144.24(=+=σ提馏段：m mN Lm /18.202/)77.1859.21(=+=σ6.液体的平均粘度m L μ,塔顶：35.73=D t ℃s mpa DA ⋅=332.0μs mpa DB ⋅=457.0μ333.0457.0011.0332.0989.0=⨯+⨯=LDm μs mpa ⋅加料板：76.83=F t ℃s mpa FA ⋅=298.0μs mpa FB ⋅=416.0μ334.0416.0307.0298.0693.0=⨯+⨯=LFm μs mpa ⋅塔底：79.125=F t ℃，s mpa FA ⋅=206.0μ，s mpa FB ⋅=302.0μ3003.0302.0986.0206.0114.0=⨯+⨯=LFm μs mpa ⋅精馏段：s mpa Lm ⋅=+=3335.02/)334.0333.0(μ 提馏段：s mpa Lm ⋅=+=317.02/)3003.0334.0(μ（五）精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率h Kmol D R V /02.14862.58525.2)1(=⨯=+= 汽相体积流量s m VM Vs Vm Vm /43.138.2360004.8302.14836003=⨯⨯==ρ液相回流摩尔流率h Kmol RD L /40.8962.58525.1=⨯==液相体积流量s m LM Ls Lm Lm /0025.005.88636000.9040.8936003=⨯⨯==ρ（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径1）初选塔板间距m m 400=T H 及板上液层高度mm 50=L h ，则：m 35.006.04.0=-=-L T h H2）按Smith 法求取允许的空塔气速m ax u （即泛点气速F u ）0348.0)38.205.886)(44.10025.0()(2/12/1==V L s s V L ρρ 查Smith 通用关联图得075.020=C 负荷因子0763.0)2086.21(075.0)20(2.02.020=⨯==LC C σ 泛点气速：s m u /47.138.238.205.8860763.0max =-=m/s3）操作气速取s m u u /029.147.17.07.0max =⨯== 4）精馏段的塔径m uV D s335.1029.144.144=⨯⨯==ππ圆整取mm 1400=D 塔截面积为222539.1)4.1(44m D A T =⨯==ππ此时的操作气速s m u /935.0011.242.1==。