设计任务一. 设计题目:苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯40%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于95%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。

4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤ 0.7kPa。

三. 设备形式：筛板塔或浮阀塔四. 有关物性参数五. 设计内容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对本设计的评述或有关问题的分析讨论符号说明：英文字母Aa---- 塔板的开孔区面积，m2Af---- 降液管的截面积, m2Ao---- 筛孔区面积, m2A T----塔的截面积m2△P P----气体通过每层筛板的压降C----负荷因子无因次t----筛孔的中心距C20----表面张力为20mN/m的负荷因子do----筛孔直径u’o----液体通过降液管底隙的速度D----塔径m Wc----边缘无效区宽度e v----液沫夹带量kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度E T----总板效率Ws----破沫区宽度R----回流比Rmin----最小回流比M----平均摩尔质量kg/kmolt m----平均温度℃g----重力加速度9.81m/s2Z----板式塔的有效高度Fo----筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m1/2)hl----进口堰与降液管间的水平距离m θ----液体在降液管内停留时间h c----与干板压降相当的液柱高度mυ----粘度hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度m ρ----密度hf----塔板上鼓层高度m σ----表面张力h L----板上清液层高度mΨ----液体密度校正系数h1----与板上液层阻力相当的液注高度m 下标ho----降液管的义底隙高度m max----最大的h ow----堰上液层高度m min----最小的h W----出口堰高度m L----液相的h’W----进口堰高度m V----气相的hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度mH----板式塔高度mH B----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度mH D----塔顶空间高度mH F----进料板处塔板间距mH P----人孔处塔板间距mH T----塔板间距mH1----封头高度mH2----裙座高度mK----稳定系数l W----堰长mLh----液体体积流量m3/hLs----液体体积流量m3/sn----筛孔数目P----操作压力KPa△P---压力降KPa△Pp---气体通过每层筛的压降KPaT----理论板层数u----空塔气速m/su0,min----漏夜点气速m/su o’ ----液体通过降液管底隙的速度m/s V h----气体体积流量m3/hV s----气体体积流量m3/sW c----边缘无效区宽度mW d----弓形降液管宽度mW s ----破沫区宽度mZ ---- 板式塔的有效高度m希腊字母δ----筛板的厚度mτ----液体在降液管内停留的时间sυ----粘度mPa.sρ----密度kg/m3----表面张力N/mφ----开孔率无因次α----质量分率无因次下标Max---- 最大的Min ---- 最小的L---- 液相的V---- 气相的筛板塔的工艺设计计算结果总表：板式塔设计 一、设计方案的选定及流程简图1.设计任务为二元精馏，宜采用连续精馏过程。

根据设计任务，可以采用筛 板塔，因为筛板塔造价比较低廉，且处理量大。

原料采用泡点进料，塔顶采用全 凝器，塔釜采用饱和蒸汽间接蒸汽加热。

2.3. A. 操作压强——常压；常压下苯和氯苯的沸点分别为80.1℃和131.7℃，两者沸点相差较大，常压即可较好分离。

B. 进料热状态——泡点进料；避免受季节气温影响。

C. 设计点的选择——塔顶第一块板二、精馏塔的工艺计算（一）料液及塔顶产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的摩尔质量分别为78.11kg/kmol 和126.61kg/kmol 。

49.061.112/6011.78/4011.78/40=+=F x965.061.112/511.78/9511.78/95=+=D x029.061.112/98111.78/211.78/2=+=W x（二）平均摩尔质量 kmol kg M F /71.9561.112)49.01(49.011.78=⨯-+⨯=km ol /kg 32.7961.112965.0111.78965.0=⨯-+⨯=）（D Mkmol /kg 61.11161.112)029.0111.78029.0=⨯-+⨯=（W M（三） 料液及塔顶、底产品的摩尔流率生产力为96t/day 原料液，则h kmol M F F /79.4171.95400024/96000===，由全塔物料恒算：F=D+W0.49F=0.965D+0.029W解得：F=41.79kmol/h D=20.58kmol/h W=21.21koml/h（四）常压下苯-氯苯混合液相平衡关系1、纯组分的饱和蒸汽压P o 和温度t 的关系：Ct BA P o +-=ln 查表得：2、常压（101.3kPa ）下苯-氯苯的气液相平衡数据：计算示例：取温度t=85℃9008.15lnP oA =o A P =881.6mmHg60.5515.2738512.32950676.16ln -+-=o B P g mm 1.177H P o B =827.01.1776.8811.177760=--=--=o B o A o B P P P P x 960.0827.07606.881=⨯==x P P y o A 979.41.1776.881===∂o B oA P P常压下苯-氯苯气液相平衡数据（P=760mmHg）表一温度℃oAP（mmHg）oBP（mmHg）x y80.1 759.95587135 147.990506581.00007210971.00001404155.135166362381.03 781.97009639 153.182457070.965059592440.992957555955.104828002785 881.62258856 177.051652810.827380633530.959786126134.979465452990 1020.9322077 211.347718260.677696137840.910370808094.830580694697.63103 1265.8451051 273.94021280.490026605360.816181289154.6208809292100 1350.413593 296.161056690.439969482950.781764171444.5597270895105 1543.1402339 347.845179730.344814294020.700127382034.4362846572110 1756.2747867 406.547489690.261869572540.605151220594.3199744954115 1991.1604546 472.933451220.189080123150.495380084184.2102339124120 2249.1603571 547.699996160.124775168850.369262320184.106555364125 2531.6539512 631.574538250.0675895233010.225149057534.008480073128.72 2758.5456844 700.334168940.0289891639460.10522096463.9388991808130 2840.0334709 725.313851490.0164022446240.0612933206973.9155924916131.5 2937.8044231 755.475904020.00207305909230.00801347654053.8886805092苯-氯苯气液平衡相图（五）塔板数的确定1、q 线方程。

因为采用泡点进料，所以q=1，则x q =x F2、相对挥发度∂的确定。

∂由试差法求的： 表一中第四栏结果在x F =0.49时，∂=4.62。

试差方法：在excel 表格中，设定各个参数的计算公式，然后按缩小范围的方法，逐步改变温度t 的值，直至某一温度对应的x 值为0.49，此时的∂值即为所求相对挥发度。

计算所用excel 表格见附表： 设计-苯-氯苯气液相数据表.excel97.63103 1265.8451051 273.9402128 0.49002660536 0.81618128915 4.62088092923、最小回流比R min 和实际回流比R 的确定qq q D x y y x R --=minx D =0.965 x q =0.49y q =()()816.049.0162.4149.062.411=⨯-+⨯=-∂+∂qq x xqq q D x y y x R --=min =457.049.0816.0816.0965.0=--取R =1.9R min =1.9⨯0.457=0.8684、理论塔板数计算L=RD=0.868×20.58=17.86kmol/hV =（R+1）D=（0.868+1）×20.58=38.44kmol/hkmol/h 65.5979.41186.17'=⨯+=+=qF L Lh kmol V V /44.38'==精馏段操作线方程：517.0465.011+=+++=x R xx R R y D 提留段操作线方程：016.0'55.1'''''-=-=x x V Wx V L y w作图法求理论塔板数N T ：由图得N T =8（含塔釜），第 4块板为进料板5、实际塔板数计算：板效率可用公式：()245.0049.0-∂=L E μ①温度通过气液平衡关系，使用试差法，求得各温度见表一红色标注；读得：t D t F t W精馏段平均温度1-t提留段平均温度2t-温度（℃） 81.0397.63128.7289.33113.18②黏度通过温度查液体黏度共线图（化工原理上册p276），苯、氯苯不同温度下的黏度见下表：液相平均黏度用公式：∑=iiLm x μμlg lg 计算以温度为81.03℃为例计算：B B A A L x x μμμlg lg lg m ⋅+⋅==512.0387.0lg 965.01305.0lg 965.0-=⨯-+⨯）（mPas L 308.0m =μ其它各组计算结果见上表③实际塔板数N精馏段相对挥发度：85.4=∂ 提留段相对挥发度：25.4=∂精馏段：()45.0292.085.449.0245.01=⨯⨯=-E99.845.0/4/4101≈===E N P （块）提留段：48.025.025.449.0245.02=⨯⨯=-）（E725.648.0/1482≈=--=）（P N （块）则N=9+7=16（块）全塔效应E T =.%441618=-=N N T加料板在第944.04==m 块板（从塔顶往下数）（六）相关物性数据计算I. 平均压强P D =4+101.3=105.3kPa P F =P D +9×0.7=111.6kPaP w =P F +7×0.7=116.5kPa则精馏段平均压强P=（P D +P F ）/2=108.5kPa提留段平均压强P'= (P F +P w )/2=114.05kPaII. 密度不同温度下苯-氯苯密度气相密度计算公式：OO V TP MP T 4.22=ρ液相密度计算公式：BBAALx x ρρρ+=1（x A 、x B 为质量百分含量）由下表可知精馏段和提留段x,y 的组成1、精馏段； 液相x=0.696 气相y=0.918液相kmol kg M L /6.8861.112)696.01(696.011.781=⨯-+⨯=气相kmol kg V M /94.8061.112)918.01(918.011.781=⨯-+⨯=—拉格郎日法求ρ：8158033.898155.792801001--=--A ρ 31m /kg 2.851=A ρ 1042101980100=--31m /kg 3.1031=B ρ则：311m /kg 79.9123.10316136.012.8516.88/696.011.781=⇒-+⨯=L L ρρ31m /kg 92.24.223.10115.27333.8994.805.10815.273=⨯⨯+⨯⨯=）（V ρ2、提留段；液相x=0.215 液相y=0.537液相kmol /kg 2.10561.112)215.01(215.011.782___=⨯-+⨯=L M气相kmol kg V M /1.9461.112)537.01(537.011.782____=⨯-+⨯=提留段113.18℃ X=0.215 Y=0.538 精馏段 89.33℃X=0.696Y=0.918322m /kg 9.7765.79210018.1135.7929.768100120=⇒--=--A A ρρ322m /kg 1.100410191008.11310194.996100120=⇒--=--B B ρρ则：322m /kg 2.9591.100416.019.7762.105/215.011.781=⇒-+⨯=L L ρρ32m /kg 40.34.223.10118.11315.2731.948.11515.273=⨯⨯+⨯⨯=）（V ρIII. 表面张力 不同温度下苯-氯苯表面张力液体平均表面张力公式：∑==ni i i Lm x 1σσ ①塔顶液相表面张力m /m 09.2127.218003.8127.2185.1880100N A A =⇒--=--σσm /m 63.2375.238003.8175.2357.2180100N B B =⇒--=--σσm /m 18.2163.23)965.01(09.21965.0m N LD =⨯-+⨯=σ ②进料板液相表面张力m /m 83.2175.238063.9775.2357.2180100m/m 14.1927.218063.9727.2185.1880100N N B B A A =⇒--=--=⇒--=--σσσσm /m 51.2083.2149.0114.1949.0m N LF =⨯-+⨯=）（σ③塔底液相表面张力m/m 41.1850.18029.0148.15029.0m/m 50.1842.1912072.12842.1932.17120140m/m 48.1549.1612072.12849.1617.14120140m N N N LW B B A A =⨯-+⨯==⇒--=--=⇒--=--）（σσσσσ④精馏段液相平均表面张力m/m 89.2073.22696.0108.20696.0m/m 73.2275.2333.8975.2357.2180100m/m 08.2027.218033.8927.2185.1880100B N N N LM B A A =⨯-+⨯==⇒-=--=⇒--=--）（精σσσσσ⑤提留段液相表面张力m/m 54.1915.20215.0129.17215.0m/m 15.2057.2110018.11357.2142.19100120m/m 29.1785.1810018.11385.1849.16100120m N N N L B B A A =⨯-+⨯==⇒--=--=⇒--=--）（提σσσσσ三、塔和塔板主要工艺尺寸的设计I.气液相负荷的计算⑴精馏段 质量流量skg h kg V V V s kg h kg L L MM L /864.0/33.311144.3894.801/440.0/40.158286.176.88_______11____1==⨯=•===⨯=•=体积流量s /m 296.092.2864.0s/m 1082.479.912440.0311134111===⨯===-V S L S V V L L ρρ⑵提留段 质量流量s/kg 005.1h /kg 20.361744.381.942s /kg 743.1h /kg 18.627565.592.1052'_______2'_______2==⨯=•===⨯=•=V ML M V V L L体积流量s /m 296.040.3005.12V s /m 1082.12.959743.132S233222===⨯===-V L S V L L ρρII.板间距取板间距H T =450mm ，板上液层高h L =60mmm m 39060450h =-=-L T HIII.塔径D ㈠精馏段按Smith 法求空塔气速u max (即泛点速度u f ）029.092.279.912296.01082.45.042/11111=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-V L S S V L ρρ查图（化工原理下册P129）得：C 20=0.082 086.02089.20082.02020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ s /m 518.192.292.279.912086.0max =-⨯=-•=V V L C u ρρρ 取u=0.6u max =s /m 912.052.17.0=⨯m 643.0912.014.3296.044=⨯⨯==u V D S π 圆整得D=700mm ㈡ 提留段 103.040.32.959296.01082.15.03212222=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-V L S S V L ρρ查图（化工原理下册P129）得：C 20=0.078076.02054.19078.02020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛=L C C σs /m 274.140.340.32.959076.0max =-⨯=-•=V V L C u ρρρ 取u=0.7u f =0.6⨯1.274=0.892m/sm 650.0892.014.3296.044=⨯⨯==u V D S π 圆整得D=700mmIV . 溢流装置设计塔径700，采用单溢流平顶弓形堰、弓形降液管、凹形液盘。