苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(DOC 32页)
苯-氯苯板式精馏塔的 工艺流程设计
一、概述塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。
它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
常见的塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸、和萃取等。
此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
化工厂或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环保等各个方面，都有重大的影响。
据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见表1—1）。
它所好用的刚才重量在各类工艺设备中也属较多（见表1—2）。
因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。
表1-1 化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例表1-2 化工生产装置中塔设备所占的重量比例工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。
此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。
上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。
筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。
其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。
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。
苯-氯苯板式精馏塔工艺设计——年产99.8%的氯苯万吨
化工原理课程设计说明书设计题目：苯-氯苯板式精馏塔工艺设计■ Mil.1- .i « I 1IT设计者: 日期:组员：设指导老师:计成绩:苯 P A 912 1.187t 推荐：P A 912.13 1.1886t、设计题目试设计一座年产6万吨的氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于 2%原料液中含氯苯为 38%（以上均为质量％）。
设计区域符合西北 地区的情况二、操作条件1.塔顶压强4kPa （表压）；2. 进料热状况，泡点进料;3.回流比，2R min ；4.塔釜加热蒸汽压力 0.5MPa （表压）；5.单板压降不大于0.7kPa ；6.年工作日300天，每天24小时连续运行。
三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明;2.塔的工艺计算;3. 塔和塔板主要工艺结构的设计计算;4. 塔内流体力学性能的设计计算;5. 塔板负荷性能图的绘制;6. 塔的工艺计算结果汇总一览表;7. 生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 8. 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i （mmHg2.组分的液相密度P （kg/m 3）毕业设计题目6万吨氯苯精馏工段板式精馏塔设计纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 P A 912 1.187t 推荐：P A 912.13 1.1886t氯苯 P 1127 1.111t 推荐：PB 1124.4 1.0657t式中的t 为温度，c 。
3.组分的表面张力 O （ mN/mOA OBOmO A X B O B X A（X A 、X B 为A B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3 X 103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:「2 0.38 「10.38t c t 2t c t 1（氯苯的临界温度：t c 359.2 C ）5.其他物性数据可查化工原理附录。
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计化工原理课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (2)一．设计题目 (2)二．操作条件 (2)三．塔板类型 (2)四．工作日 (3)五．厂址 ............................................................. 错误!未定义书签。
六．设计内容 (3)七．设计基础数据 (3)符号说明 (3)设计方案 (8)一．设计方案的思考 (8)二．设计方案的特点 (9)三．工艺流程 (9)苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 (9)一．设计方案的确定及工艺流程的说明 (9)二．全塔的物料衡算 (10)三．塔板数的确定 (11)四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13)五．精馏段的汽液负荷计算 .............................. 错误!未定义书签。
六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (18)七．塔板负荷性能图 (23)八．附属设备的的计算及选型 (27)筛板塔设计计算结果 (39)设计评述 (40)一．设计原则确定 (40)二．操作条件的确定 (41)设计感想 (43)苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务一．设计条件年产纯度为99.5%的氯苯4万吨，原料液为苯和氯苯的的混合液，其中氯苯含量中为38%（质量百分数），其余为苯，采用泡点进料，要求塔顶氯苯含量不高于2%，精馏塔顶压强为4kPa（表压），单板压降不大于0.7kPa，采用300天/年工作日连续生产。
二．操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，自选；4．压降不大于0.7kPa；三．塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）。
四．工作日每年300天，每天24小时连续运行五．计内容1.精馏塔的物料衡算；2.塔板数的确定；3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5.塔板主要工艺尺寸的计算；6.塔板的流体力学验算；7.塔板负荷性能图；8.设计计算结果总表。
苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计
苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计工艺说明书上海工程技术大学化学化工学院专业：制药工程学号：0414101＊*姓名：XXX目录一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书——————--———-————3 (一）设计题目—————-—-—-—————-———————--——3（二)操作条件--——————-——————-—————-——--—3（三）设计内容—-—--——-—-———-——————-—-————3（四）基础数据————-——————————--——-———————3 二、苯—氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）———--————- 4 （一）设计方案的确定及工艺流程的说明———--———-——--—-—5 （二)全塔的物料衡算————————————-———-—-———--5 （三）塔板数的确定——-———-——--—-————————-——-5（四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算-—————-———10 （五）精馏段的汽液负荷计算—————----————-——-——-—10三、标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤--————-———----10四、非标准系列化管式壳换热器的设计计算步骤——————----——-10五、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）-——--———————-—12六、苯立式管壳式冷凝器的设计-工艺计算书(标准系列）————————13 （一）确定流体流动空间———————-——-—-——-———--——13 （二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据—--—————————13 （三）计算热负荷—--—-——————-—-—-——————-—-—13（四)计算有效平均温度差——-———————--————-—-———14 (五）选取经验传热系数K值——-—-———-———————————-14 (六）估算换热面积—-——-——--——--——————-—————14（七）初选换热器规格-————-—-————————————-———14 （八）核算总传热系数K0—————————————————-—-———14 （九)计算压强降—————-——————-———-——-—--———16七、板式精馏塔工艺设计感想-------———--—-————-——-—————-——-——17化工原理课程设计任务书课程设计题目——苯—氯苯板式精馏塔冷凝器的设计一、设计题目设计一苯-氯苯连续精馏塔冷凝器。
苯-氯苯板式精馏塔工艺设计
化工原理设计任务书一、题目:苯-氯苯板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯20000+1000n 吨（n代表学号后两位），塔顶馏出液中含氯苯不得高于:2%(单号）、3%（双号）（以上均为质量分率）。
1、塔顶压力：4kpa（表压）2、原料液中含氯苯(质量分率）：40%（单号）、45%（双号）3、进料热状况：泡点4、回流比：自选5、塔底加热蒸汽压力：0.5MPa6、单板压降：≤0.7kpa7、全塔效率：ET=58%8、厂址：家乡地区三、塔板类型：自定（一般选筛板或浮阀塔板（F1型））四、基础数据ip（mmHg）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯t A187.1912-=ρ氯苯t B111.11127-=ρ式中的t为温度，℃。
σ双组分混合液体的表面张力m可按下式计算：AB B A B A m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01212⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ︒=2.359c t ）5.其他物性数据可查化工原理附录及其他文献。
目录第1章前言 (1)第2章产品与设计方案简介 (2)2.1 产品性质、质量指标 (2)2.2 设计方案简介 (3)2.3 工艺流程及说明 (3)第3章工艺计算及主体设备设计 (4)3.1 全塔的物料衡算 (4)3.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (4)3.1.2 平均摩尔质量 (4)3.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (4)3.1.4 确定操作的回流比R (5)3.1.5 精馏塔的气液相负荷 (5)3.1.6 操作线方程 (6)3.2 塔板数的确定 (6)3.2.1 理论塔板层数N的确定 (6)T3.2.2 实际塔板数 (7)3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)3.3.1 操作压力的计算 (7)3.3.2 操作温度的计算 (7)3.3.3 平均摩尔质量计算 (7)3.3.4 平均密度计算 (8)3.3.5 液相平均表面张力 (9)3.3.6 液相平均粘度计算 (9)第4章精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)4.1 塔径的计算 (10)4.2 精馏塔有效高度的计算 (11)第5章塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (12)5.1 溢流装置 (12)5.2 塔板布置 (12)5.3 开孔数n和开孔率φ (13)第6章塔板上的流体力学验算 (13)6.1 气体通过筛板压降p h和p pΔ的验算 (13)6.2 雾沫夹带量v e的验算 (14)6.3 漏液的验算 (14)第7章塔板负荷性能图 (15)7.1 漏液线（气相负荷下限线） (15)7.2 雾沫夹带线 (16)7.3 液相负荷下限线 (16)7.4 液相负荷上限线 (16)7.5 液泛线 (17)第8章板式塔结构与附属设备 (19)8.1 塔高 (19)8.1.1 塔顶空间 (19)8.1.2 塔底空间 (19)8.1.3 人孔数目 (19)8.2 接管尺寸计算 (19)8.2.1 塔顶蒸汽出口管径 (19)8.2.2 回流液管径 (20)8.2.3 加料管径 (20)8.2.4 料液排出管径 (20)8.2.5 饱和蒸汽管径 (20)8.3 附属设备设计 (21)8.3.1 塔顶冷凝器 (21)8.3.2 塔底再沸器 (21)8.3.3 进料预热器 (21)8.3.4 泵型号设计 (22)第9章筛板塔设计计算结果 (23)第10章主要符号说明 (24)第11章结果与结论 (24)11.1 结果： (24)11.2 结论： (25)第12章收获与致谢 (25)第1章前言课程设计是化工原理最后一个全面总结性教学环节，是进一步巩固、深化和具体基本技能的重要课程，是培养学生综合运用所学知识与理论去独立完成某一化工生产设计任务的一次全面训练。
苯-氯苯板式精馏塔工艺设计说明书
苯-氯苯板式精（留塔工艺设计设计说明书苯- 氯苯分离过程板式精馏塔设计一、设计题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000 吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。
二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，2R min；4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）；5.单板压降不大于0.7kPa ；6.年工作日300天，每天24 小时连续运行。
三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.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 i（mmH）g2. 组分的液相密度ρ（kg/m3）苯ρA 912 1.187t 推荐：ρA 912.13 1.1886t 氯苯ρB 1127 1.111t 推荐：ρB 1124.4 1.0657t式中的 t 为温度，℃。
3. 组分的表面张力 σ（ mN/m ）温度，（℃）80 85 110 115 120 131 σ苯21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力 σm 可按下式计算：4. 氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为 35.3 × 103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下 式表示：5. 其他物性数据可查化工原理附录。
σA σBmσx σxx A 、 x B 为 A 、B 组分的摩尔分率）0.38tct20.38tct1氯苯的临界温度：t c 359.2 C )目录一、前言 (1)二、产品与设计方案简介 (2)（一）产品性质、质量指标 (2)（二）设计方案简介 (3)（三）工艺流程及说明 (3)三、工艺计算及主体设备设计 (4)（一）全塔的物料衡算 (4)1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (4)2）平均摩尔质量 (5)3）料液及塔顶底产品的摩尔流率 (5)（二）塔板数的确定 (5)1）理论塔板数的求取 (5)2）实际塔板数 (7)（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (8)1）平均压强 (8)2）平均温度 (8)3）平均分子量 (8)4）平均密度 (8)5）液体的平均表面张力 (9)6）液体的平均粘度 (9)（四）精馏段的汽液负荷计算 (9)（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (10)1）塔径 (10)2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (10)（六）塔板上的流体力学验算 (12)1）气体通过筛板压降和的验算 (12)2）雾沫夹带量的验算 (14)3）漏液的验算 (14)4）液泛的验算 (14)（七）塔板负荷性能图 (15)1）雾沫夹带线（1） (15)2）液泛线（2） (16)3）液相负荷上限线（3） (16)4）漏液线（气相负荷下限线）（4） (16)5）液相负荷下限线（5） (17)（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表 (19)（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 (20)（十）主要符号说明 (21)四、对设计过程的评述和感受 (22)苯- 氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。
苯~氯苯板式精馏塔工艺设计年产99.8%的氯苯万吨
化工原理课程设计说明书设计题目：苯-氯苯板式精馏塔工艺设计设计者: 日期: 组员：指导老师：设计成绩：毕业设计题目——年产6万吨氯苯精馏工段板式精馏塔设计一、设计题目试设计一座年产6万吨的氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。
设计区域符合西北地区的情况二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，泡点进料；3.回流比，2R min；4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）；5.单板压降不大于0.7kPa；6.年工作日300天，每天24小时连续运行。
三、设计容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、基础数据ο2.组分的液相密度ρ（kg/m3）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ式中的t 为温度，℃。
3.组分的表面力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面力m σ可按下式计算：AB B A B A m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ︒=2.359c t ）5.其他物性数据可查化工原理附录。
目录一、前言 (2)二、产品与设计方案简介 (3)（一）产品性质、质量指标 (3)（二）设计方案简介 (4)（三）工艺流程及说明 (4)三、工艺计算及主体设备设计 (5)（一）全塔的物料衡算 (5)1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (5)2）平均摩尔质量 (6)3）料液及塔顶底产品的摩尔流率 (6)（二）塔板数的确定 (6)1）理论塔板数的求取 (6)2）实际塔板数 (8)（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (9)1）平均压强 (9)2）平均温度 (9)3）平均分子量 (9)4）平均密度 (10)5）液体的平均表面力 (10)6）液体的平均粘度 (11)（四）精馏段的汽液负荷计算 (11)（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (11)1）塔径 (11)2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (12)（六）塔板上的流体力学验算 (14)1）气体通过筛板压降和的验算 (14)2）雾沫夹带量的验算 (16)3）漏液的验算 (16)4）液泛的验算 (16)（七）塔板负荷性能图 (17)1）雾沫夹带线（1） (17)2）液泛线（2） (17)3）液相负荷上限线（3） (18)4）漏液线（气相负荷下限线）（4） (18)5）液相负荷下限线（5） (19)（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表 (21)（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 (22)（十）主要符号说明 (24)四、对设计过程的评述和感受 (25)苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计苯和氯苯是在化工工业中广泛使用的两种有机溶剂。
在许多工艺过程中，需要对苯和氯苯进行分离，以便获得纯度较高的单一组分。
苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计就是为了实现这一分离目标。
苯和氯苯具有相似的物理性质，如沸点接近、相对挥发度相近等。
因此，采用传统的串级精馏方法往往需要多个精馏塔，投资和操作成本较高。
为了降低成本并提高分离效率，设计一个优化的板式精馏塔变得十分必要。
通过合理的板式精馏塔设计，可以充分利用板式精馏塔的优势，如高效传质、较小的压降等。
精心设计的板式精馏塔可以提高分离效率，减少能源消耗，同时降低设备投资和操作费用。
因此，苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计具有重要的实际意义和应用价值。
通过研究和设计出适用于该特定分离过程的精密精馏塔，可以为化工工业提供经济高效的分离方案，促进工艺的改进和发展。
板式精馏塔是一种常见的分离设备，它基于传质和传热原理实现液体混合物的分离。
板式精馏塔通过在塔内设置多层狭窄的板材，形成一系列的塔板，每个塔板上分别装置气液分布装置，以实现液体和气体的充分接触与混合。
传质原理在板式精馏塔中，传质是实现液相和气相分离的关键。
当气体从塔底部向上通过塔板时，与塔板上的液体接触，发生传质过程。
传质主要通过质量扩散实现，其中气体中的组分会逐渐向液相扩散，而液体中的组分会逐渐向气相扩散。
这样，液态和气态组分之间的质量传递就得以实现，从而实现分离。
传热原理传热在板式精馏塔中扮演着重要角色，它是实现温度差异对液体和气体组分蒸发和冷凝的关键。
在塔内，热量从塔底部通过液体传递到塔顶部，使部分液体蒸发成气体。
而在塔顶部，冷凝器对气体进行冷凝，使其变为液体。
这样，通过热量的传递和相变过程，液体和气体的分离就得以实现。
综上所述，板式精馏塔通过传质和传热原理实现苯和氯苯分离。
通过控制塔板上液体和气体的接触和传递过程，可以实现两种组分之间的有效分离。
本文将详细讲解苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计步骤，包括物料平衡、能量平衡、传质计算、板式选型等。
苯—氯苯精馏过程板式塔设计-仅供参考
化工原理课程设计说明书设计题目：苯—氯苯精馏过程板式塔设计设计者：班级姓名日期：指导教师：设计成绩：日期：目录◆设计任务书 (3)◆设计计算书 (4)设计方案的确定 (4)精馏塔物料衡算 (4)塔板数的确定 (5)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)塔体工艺尺寸计算 (13)塔板主要工艺尺寸 (15)塔板流体力学验算 (17)浮阀塔的结构 (20)精馏塔接管尺寸 (23)产品冷却器选型 (25)对设计过程的评述和有关问题的讨论 (25)附图：生产工艺流程图精馏塔设计流程图设计任务书（一）题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度99.8%的氯苯21000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均为质量分数）。
（二）操作条件（1）塔顶压力 4kPa（表压）；（2）进料热状况泡点；（3）回流比 R=1.4R min；（4）塔底加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）；（5）单板压降≤0.7 kPa；（三）塔板类型浮阀塔板（F1型）（四）工作日每年按300天工作计，每天连续24小时运行（五）厂址厂址为天津地区设计计算书一、设计方案的确定本任务是分离苯—氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送进精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储物罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍，且在常压下操作。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。
二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率苯的摩尔质量 k mo l /kg 11.78=AM氯苯的摩尔质量k m o l /kg 56.112=BM003.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0986.056.112/02.011.78/98.011.78/98.0638.056.112/45.011.78/55.011.78/55.0=+==+==+=W D F x x x2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量k m o l/kg 46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol/kg 59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol /kg 58.9056.112)638.01(11.78638.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=WDFMM M3．物料衡算原料处理量 h /25.93k m o l46.11224300100000012=⨯⨯⨯=W总物料衡算 25.93+=D F 苯物料衡算25.93003.0986.0638.0⨯+=D F联立解得h /73.24k m o lh /47.31k m o l ==F D三、塔板数的确定1．理论板数N T 的求取（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，见图1。
精馏塔工艺设计
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%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=2R4.单板压降不大于min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 mmHgi2.组分的液相密度ρkg/m33.组分的表面张力σmN/m4.液体粘度μmPas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 kg/kmol 和kmol =+=6.112/39.011.78/61.011.78/61.0F x2.平均摩尔质量3.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,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 R3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：包括再沸器 进料板位层：4 2.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~·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80+129=℃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; 2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：t t =73.35+83.762=78.55℃ 提馏段平均温度：t t =125.79+83.762=104.715℃3.平均分子量m M塔顶： 989.01==D x y ,93.01=x 查相平衡图 加料板：725.0=F y ,38.0=F x 查相平衡图 塔底： 075.0=W y ,014.0=W x精馏段：kg/kmol 04.832/)59.8749.78(=+=Vm M 提馏段：kg/kmol 8.982/)01.11059.87(=+=Vm M 4.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 ρ 进料板：76.83=F t ℃3/8.810m Kg A =ρ3/7.1037m Kg =B ρ 塔底：76.83=w t 3/7.761m Kg A =ρ3/6.989m Kg =B 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 =+=ρ 2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=σ 进料板：76.83=F t ℃；m mN FA /82.20=σ m mN FB /34.23=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(=+=σ 6.液体的平均粘度m L μ,塔顶：35.73=D t ℃s mpa DA ⋅=332.0μs mpa DB ⋅=457.0μ 加料板：76.83=F t ℃s mpa FA ⋅=298.0μs mpa FB ⋅=416.0μ 塔底：79.125=F t ℃,s mpa FA ⋅=206.0μ,s mpa FB ⋅=302.0μ 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： 2按Smith 法求取允许的空塔气速m ax u 即泛点气速F u 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 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==; 2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘,且不设进口内堰; ①溢流堰长出口堰长w l取m 84.04.16.06.0=⨯==D l w②出口堰高w ht t t=0.6t tt t2.5=13.92t 查得E=③降液管的宽度d W 和降液管的面积fA由66.0/=D l w ,查化原下P 147图11-16得055.0/,1.0/==T f d A A D W ,即：m 14.0=d W ,2055.0m A f =液体在降液管内的停留时间 s LsH A Tf 555.133600>==τ满足要求④降液管的底隙高度o h液体通过降液管底隙的流速一般为~s,取液体通过降液管底隙的流速m/s 1.0='ou ,则有： 故降液管设计合底隙高度设计合理2）塔板布置1.塔板分块 因D=1400 故塔板分4块2.边缘区宽度 m W s 09.0'=m W c 04.0= ②开孔区面积a A式中：()0.47m 2/=+-=s d W W D x 3开孔数n 和开孔率φ取筛孔的孔径mm 5=o d ,正三角形排列,筛板采用碳钢,其厚度mm 3=δ,且取0.3/=o d t ;故孔心距mm 1553=⨯=t ;每层塔板的开孔数576911582==tA n 孔每层塔板的开孔率()101.03907.0/907.022===o d t φφ应在5~15%,故满足要求气体通过筛孔的孔速s m A V u s/54.1200== 4精馏段的塔高1Zm Z 24.0)16(H ）1-N （T 精精=-==；七塔板上的流体力学验算 1.塔板压降1气体通过干板的压降c h⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L V c C u h ρρ200051.0 84.0=o C ; 2气体通过板上液层的压降1h动能因子)/(52.138.2983.02/10m s Kg F ⋅== 查化原图得60.0=β3气体克服液体表面张力产生的压降σh 4气体通过筛板的压降单板压降p h 和p p ΔKpa Kpa gh P P L p 7.0539.0<==∆ρ满足工艺要求;2.雾沫夹带量v e 的验算验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带; 3.漏液的验算漏液点的气速om us m h h C u V L l o /16.7/)13.00056.0(4.40min =-+=ρρσ<s筛板的稳定性系数)5.1(75.1min00>==u u K 无漏液4.液泛的验算为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤取ϕ=；m h H w T 218.0)(=+ϕ()w T d h H ΦH +≤成立,故不会产生液泛;通过流体力学验算,可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适,若要做出最合理的设计,还需重选T H 及L h ,进行优化设计; 八塔板负荷性能图 1.液沫夹带线12.365.2107.5⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯=-L T a v h H u e σ1 式中：s fT s a V A A V u 688.0=-=将已知数据代入式13/255.17905.2ss L u -= 1-1在操作范围内,任取几个s L 值,依式1-1算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出雾沫夹带线1 2.液泛线2t t =t t +t 1+t tH 1=∈0(t t +t tt )=0.0216+0.4584t t 23⁄t t =0.00201t t =0.0236+0.015t t 2+0.4544t t 23⁄t t =0.153(t t t t +t 0)23/22223.817.17066976.11Ls Ls Vs --= 2-2在操作范围内,任取几个s L 值,依式2-2算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出液泛线2 3.液相负荷上限线3/s m 00847.03max ,==τfT s A H L 3-3 4.漏液线气相负荷下限线4整理得：L Vs S 322min,66.6555.0+= 4-4在操作范围内,任取几个s L 值,依式4-4算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出漏液线4 5.液相负荷下限线5取平堰堰上液层高度006.0=ow h m s m Ls /000716.03min = 5-5操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷max ,s V 与气相允许最小负荷min ,s V 之比,即：操作弹性=06.38.045.2min ,max ,==s s V V 三、塔的提馏段操作工艺条件 五提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率h Kmol F q V V /8.63)1('=--=汽相体积流量s m M V Vs VmVm/634.03600'3==ρ液相回流摩尔流率h Kmol L L /4.89'== 液相体积流量s m M L Ls LmLm/0027.03600'3==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mm 500=T H 及板上液层高度m m 60=L h ,则： 2按Smith 法求取允许的空塔气速m ax u 即泛点气速F u 查Smith 通用关联图得09.020=C 负荷因子0902.0)2018.20(09.0)20(2.02.020=⨯==LC C σ 泛点气速： 3操作气速取s m u u /181.1687.17.07.0max =⨯== 4精馏段的塔径 圆整取mm 1000=D 塔截面积为222785.0)0.1(44m D A T =⨯==ππ此时的操作气速s m u /81.0785.0634.0==; 2.塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘,且不设进口内堰; ①溢流堰长出口堰长w l取m 7.07.0==D l w ②出口堰高w h0431.00169.006.0=-=-=ow L w h h h m③降液管的宽度d W 和降液管的面积fA由7.0/=D l w ,查化原下P 147图11-16得09.0/,139.0/==T f d A A D W ,即： m 139.0=d W ,2065.0m A f =液体在降液管内的停留时间 s L H A STf 513>==τ满足要求 ④降液管的底隙高度o h液体通过降液管底隙的流速一般为~s,取液体通过降液管底隙的流速m/s 08.0='ou ,则有： 故降液管设计合底隙高度设计合理3）塔板布置1.塔板分块 因D=1000 故塔板分3块2.边缘区宽度 m W W s a 065.0'==m W c 035.0= ②开孔区面积a A式中：()()m 311.0065.01736.07.02/=+-=+-=s d W W D x 3开孔数n 和开孔率φ取筛孔的孔径mm 5=o d ,正三角形排列,筛板采用碳钢,其厚度mm 3=δ,且取0.3/=o d t ;故孔心距mm 1553=⨯=t ;每层塔板的开孔数2731155.12==t A n 孔每层塔板的开孔率()101.03907.0/907.022===o d t φφ应在5~15%,故满足要求 气体通过筛孔的孔速s m A V u s/81.1100== 4精馏段的塔高1Z 七塔板上的流体力学验算 1.塔板压降1气体通过干板的压降c h⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L V c C u h ρρ200051.0 84.0=o C ; 2气体通过板上液层的压降l h动能因子)/(61.176.2968.02/10m s Kg F ⋅== 查化原图得60.00=ε3气体克服液体表面张力产生的压降σh 4气体通过筛板的压降单板压降p h 和p p ΔKpa Kpa gh P P L p 7.0626.0<==∆ρ满足工艺要求;2.雾沫夹带量v e 的验算验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带; 3.漏液的验算漏液点的气速om u 筛板的稳定性系数58.1min00==u u K 大于,不会产生过量液漏4.液泛的验算为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度()w T d h H ΦH +≤()w T d h H ΦH +≤成立,故不会产生液泛;通过流体力学验算,可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适,若要做出最合理的设计,还需重选T H 及L h ,进行优化设计; 八塔板负荷性能图 1.雾沫夹带线12.365.2107.5⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯=-L Ta v h H u e σ 1 式中：s fT s a V A A V u 527.1=-=将已知数据代入式13/2672.861.1ss L V -= 1-1在操作范围内,任取几个s L 值,依式1-1算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出雾沫夹带线1 2.液泛线()d ow w p w T h h h h h H Φ+++=+ t t =t t +t 1+t tH 1=∈0(t t +t tt )=0.058+0.5077t t 23⁄t t =0.00207 已算出t t =0.0275+0.0715t t 2+0.51t t 23⁄t t =0.153(t t t t +t 0)2=136t t 23/22278.1414862.2Ls Ls Vs --= 2-2在操作范围内,任取几个s L 值,依式2-2算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出液泛线2 3.液相负荷上限线3/s m 008125.03max ,==τfT s A H L 3-3 4.漏液线气相负荷下限线4整理得：L s Vs 32252.1131.0+= 4-4在操作范围内,任取几个s L 值,依式4-4算出对应的s V 值列于下表：依据表中数据作出漏液线4 5.液相负荷下限线5取平堰堰上液层高度008.0=ow h m s m Ls /000919.03min = 5-5操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷max ,s V 与气相允许最小负荷min ,s V 之比:操作弹性=18.334.011.1min ,max ,==s s V V 四、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表参考文献：1.陈敏恒、从德滋、方图南等编,化工原理上、下册第二版,北京：化学工业出版社2.化学工程手册编委会编,化学工程手册第二版,化学工业出版社3.潘国昌,化工设备设计,清华大学出版社4.杨祖荣等编,化工原理,化学工业出版社。
苯—氯苯板式精馏塔的工艺设计与冷凝器的选型设计书
苯—氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计书(一)设计题目苯—氯苯板式精馏塔的工艺设计及冷凝器的选型设计(二)设计容某工厂拟采用一板式塔分离苯-氯苯混合液。
已知：生产能力为年产65000吨99％的氯苯产品；进精馏塔的料液含氯苯45％（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的氯苯含量不得高于2％；残夜中氯苯含量不得低于99％；塔顶冷凝器用流量为3000kg/h、温度为30℃的水冷却。
试根据工艺要求进行：⑴板式精馏塔的工艺设计；⑵标准列管式塔顶冷凝器的选型设计。
(三)操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，泡点进料；；3.回流比，1.8Rmin4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）；5.单板压降不大于0.7kPa；6.年工作日300天，每天24小时连续运行。
(四)设计要求1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.冷凝器的热负荷；8.冷凝器的选型及核算;9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
(五)基础数据p（mmHg）1.组分的饱和蒸汽压i2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。
3.组分的表面力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面力m σ可按下式计算：AB B A BA m x x σσσσσ+=（B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：359.2c t C =︒）5.其他物性数据可查化工原理附录。
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苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(DOC 32页)苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）化学与环境工程学院化工与材料系2004年5月27日课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。
二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔釜加热蒸汽压力506kPa；5.单板压降不大于0.7kPa；6.年工作日330天，每天24小时连续运行。
三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.辅助设备的选型与计算；8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；2001级学生用化工原理课程设计示范 12001级学生用化工原理课程设计示范29.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 ip （mmHg ）2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 tA 187.1912-=ρ 推荐：tA1886.113.912-=ρ氯苯tB 111.11127-=ρ 推荐：tB0657.14.1124-=ρ式中的t 为温度，℃。
2001级学生用化工原理课程设计示范33.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力mσ可按下式计算：AB B A BA m x x σσσσσ+=（BAx x 、为A 、B 组分的摩尔分率）4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。
纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t rr c c （氯苯的临界温度：C︒=2.359ct）5.其他物性数据可查化工原理附录。
附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）2001级学生用化工原理课程设计示范4一、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。
流程图略。
二、全塔的物料衡算（一）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和112.61kg/kmol 。
728.061.112/3511.78/6511.78/65=+=F x986.061.112/211.78/9811.78/98=+=D x00288.061.112/8.9911.78/2.011.78/2.0=+=W x（二）平均摩尔质量()kg/km ol49.8761.112728.01728.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/km ol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=DM()kg/km ol5.11261.11200288.0100288.011.78=⨯-+⨯=W M（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率2001级学生用化工原理课程设计示范5依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：kg/h t/a 631350000=='W ，全塔物料衡算：W D F W D F '+'=''+'='998.002.035.0 ⇒6313kg/h kg/h kg/h ='='='W D F 1239618709 h56.12kmol/6313/112.5kmol/h kmol/h ======W D F 73.15759.78/1239684.21349.87/18709三、塔板数的确定（一）理论塔板数TN 的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M ·T 法）求取TN ，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y x ~ 依据()() BA B tp p p p x --=/，tA p x py /=，将所得计算结果列表如下：2001级学生用化工原理课程设计示范6本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。
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1=q ，查得935.0=ey，而728.0==F ex x，986.0=D x 。
故有：246.0728.0935.0935.0986.0=--=--=e e e D m x y y x R考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实2001级学生用化工原理课程设计示范 7际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：492.0246.022=⨯==mR R3.求理论塔板数精馏段操作线：66.033.011+=+++=x R xx R R y D提馏段操作线为过()00288.0,00288.0和()900.0,728.0两点的直线。
苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解2001级学生用化工原理课程设计示范8苯-氯苯物系的温度组成图图解得5.1015.11=-=TN 块（不含釜）。
其中，精馏段41=T N块，提馏段5.62=T N块，第5块为加料板位置。
（二）实际塔板数pN1.全塔效率TE选用mTEμlog 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mμ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+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：sm Pa ⋅=24.0Aμ，sm Pa ⋅=34.0Bμ。
()()267.0728.0134.0728.024.01=-⨯+⨯=-+=FB F A m x x μμμ52.0267.0log 616.017.0log 616.017.0=-=-=m T E μ 2.实际塔板数pN （近似取两段效率相同） 精馏段：7.752.0/41==p N 块，取81=p N 块 提馏段：5.1252.0/5.62==p N 块，取132=p N块总塔板数2121=+=p p pN N N块。
四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强mp取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa3.10543.101=+=Dp加料板：kPa9.11087.03.105=⨯+=Fp 平均压强()kPa1.1082/9.1103.105=+=mp（二）平均温度mt查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃。
()842/8880=+=m t ℃（三）平均分子量mM塔顶： 986.01==D x y ，940.01=x（查相平衡图）()kg/km ol59.7861.112986.0111.78986.0,=⨯-+⨯=m VD M()kg/km ol18.8061.112940.0111.78940.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：935.0=Fy，728.0=Fx（查相平衡图）()kg/kmol35.8061.112935.0111.78935.0,=⨯-+⨯=m VF M()kg/km ol49.8761.112728.0111.78728.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol47.7935.8059.78,=+=mV M()kg/kmol84.832/49.8718.80,=+=m L M（四）平均密度mρ1.液相平均密度mL ρ,塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρALD3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LD3kg/m 5.8201.103902.00.81798.01,,,,=⇒+=+=m LD B LD B A LD A mLD ρρa ρa ρ进料板：3kg/m 5.807881886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρALF3kg/m 6.1030880657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LF3kg/m 7.8736.103035.05.80765.01,,,,=⇒+=+=m LF B LF B A LF A mLF ρρa ρa ρ精馏段：()3kg/m 1.8472/7.8735.820,=+=mL ρ2.汽相平均密度mV ρ,()3kg/m 894.284273314.847.791.108,,=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ（五）液体的平均表面张力mσ塔顶：mN/m08.21,=AD σ；mN/m02.26,=BD σ（80℃）mN/m 14.21986.002.26014.008.2102.2608.21,=⎪⎭⎫⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=D A B BA B A m D x σx σσσσ进料板：mN/m20.20,=AF σ；mN/m34.25,=BF σ（88℃）mN/m 38.21728.034.25272.020.2034.2520.20,=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+=F A B BA B A m F x σx σσσσ精馏段：()m N/m26.212/38.2114.21=+=mσ（六）液体的平均粘度mL μ,塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：()()sm Pa ⋅=⨯+⨯=+=317.0014.0445.0986.0315.0,D B B D A A m LD x μx μμ加料板：smPa ⋅=⨯+⨯=315.0272.041.0728.028.0,mLF μ精馏段：()smPa ⋅=+=316.02/315.0317.0,mL μ五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率()km ol/h 33.23573.157492.11=⨯=+=D R V 汽相体积流量/sm 3795.1894.2360047.7933.2353600,,=⨯⨯==mV m V sρVM V汽相体积流量/h6462m /s m 33==795.1hV液相回流摩尔流率kmol/h 60.7773.157492.0=⨯==RD L 液相体积流量/sm 300213.01.847360084.836.773600,,=⨯⨯==mL m L sρLM L液相体积流量/h7.680m /s m 33==00213.0hL 冷凝器的热负荷()()kW15933600/31059.7833.235=⨯==Vr Q六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径 1.初选塔板间距m m500=TH及板上液层高度m m60=L h ，则：m44.006.05.0=-=-L T h H2.按Smith 法求取允许的空塔气速m axu （即泛点气速Fu ）0203.0894.21.847795.100213.05.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛V L s s ρρV L查Smith 通用关联图得0925.020=C负荷因子0936.02026.210925.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 泛点气速：()()599.1894.2/894.21.8470936.0/max =-=-=VV L ρρρCu m/s3.操作气速 取m /s12.17.0max==uu4.精馏段的塔径m429.112.114.3/795.14/4=⨯⨯==u πV D s圆整取mm 1600=D ，此时的操作气速m/s 893.0=u 。