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 (1)一．设计题目 (1)二．操作条件 (1)三．塔板类型 (1)四．工作日 (2)五．厂址........................................ 错误!未定义书签。
六．设计容 (2)七．设计基础数据 (2)符号说明 (2)设计方案 (5)一．设计方案的思考 (5)二．设计方案的特点 (5)三．工艺流程 (5)苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 (5)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 (6)三．塔板数的确定 (6)四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (9)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 (13)七．塔板负荷性能图 (18)八．附属设备的的计算及选型 (21)筛板塔设计计算结果 (31)设计评述 (32)一．设计原则确定 (32)二．操作条件的确定 (33)设计感想 (34)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。
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
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；9.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οi p（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 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.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力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：C ︒=2.359c t ）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）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。
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/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 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 (9)5）液体的平均表面力 (10)6）液体的平均粘度 (10)（四）精馏段的汽液负荷计算 (10)（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 (11)（六）塔板上的流体力学验算 (13)1）气体通过筛板压降和的验算 (13)2）雾沫夹带量的验算 (15)3）漏液的验算 (15)4）液泛的验算 (15)（七）塔板负荷性能图 (16)1）雾沫夹带线（1） (16)2）液泛线（2） (17)3）液相负荷上限线（3） (17)4）漏液线（气相负荷下限线）（4） (17)5）液相负荷下限线（5） (18)（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表 (20)（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 (21)（十）主要符号说明 (23)四、对设计过程的评述和感受 (24)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■ 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-氯苯分离精馏塔设计
目录一、前言（1) 塔设备概叙 (1)（2）板式精馏塔的类型及特性 (1)二、设计方案的确定 (1)三精馏塔的工艺计算和论叙 (2)(1) 精馏塔的物料衡算.......................................................................................2（2）塔板数的计算 (3)（3）计算操作温度 (5)（4）塔的工艺尺寸的计算 (8)（5）板式塔的塔板工艺尺寸计算 (9)四、筛板的流体力学的验算 (12)五、塔板负荷性能图 (14)（1）漏液线 (14)（2）液沫夹带线 (15)（3）液相负荷下限线 (16)（4）液相负荷上限线 (16)（5）液泛线 (17)（6）负荷性能图 (18)六、板式塔的结构与附属设备 (18)（1）塔顶的结构 (18)（2）附属设备及其热量衡算 (19)七、塔体设计总表 (21)八、方案优化及设计源程序 (21)（1）方案优化 (21)（2）源程序 (22)(3) 运行结果 (31)九、课程设计总结及心得体会 (32)一、前言（一）塔设备设计概述：塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外，工业气体的冷却和回收、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和减湿等。
最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。
作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。
此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
课程设计说明书题目: 苯- 氯苯分离过程板式精馏塔设计院（系）: 化学化工学院专业年级: 化学2012 级学号:指导教师: 121* 李** 副教授2015 年10 月目录1 绪论 (3)2 设计方案确定与说明 (3)2.1 设计方案的选择 (3)2.2 工艺流程说明 (4)3 精馏塔的工艺计算 (4)3.2 精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 (5)3.2.1 精馏塔平均温度 (6)3.2.2 气、液相的密度的计算 (6)3.2.3 混合液体表面张力 (8)3.2.4 混合物的黏度 (9)3.2.5 相对挥发度 (10)3.2.6 气液相体积流量计算 (10)3.3 塔板的计算 (12)3.3.1 操作线方程的计算 (12)3.3.2 实际塔板的确定 (13)3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 (14)3.4.1 塔径的计算 (14)3.4.2 溢流装置 (15)3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)3.5 精馏塔塔板的流体力学计算 (19)3.5.1 精馏塔塔板的压降计算 (19)3.5.2 淹塔 (20)3.6 塔板负荷性能计算 (21)3.6.1 雾沫夹带线 (21)3.6.2 液泛线 (21)3.6.3 液相负荷上限 (22)3.6.4 漏液线 (22)3.6.5 液相负荷下限 (23)3.6.6 塔板负荷性能图 (23)4 设计结果汇总表 (25)5 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (26)6 设计评述 (27)1 绪论精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。
精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。
苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。
筛板塔出现于1830 年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。
苯_氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书
苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计书一．苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1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15000t，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%）。
1.2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.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；1.3塔板类型浮阀塔板（F1型）。
1.4工作日每年300天，每天24小时连续运行。
1.5厂址厂址为天津地区。
1.6设计容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.精馏塔接管尺寸计算；9.绘制生产工艺流程图；10.绘制精馏塔设计条件图；11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。
1.7设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，（℃）80 90 100 110 120 130 131. 8ip×0.133-1kPa苯760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯148 205 293 400 543 719 760其他物性数据可查有关手册。
二、工艺流程草图及说明2.1.1 工艺草图2.1 工艺流程草图图 2-1 工艺流程简图2.2 工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
苯—氯苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。
在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。
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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；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、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.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力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：C ︒=2.359c t ）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）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 ol 49.8761.112728.01728.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/km ol 59.7861.112986.01986.011.78=⨯-+⨯=D M ()kg/km ol 5.11261.11200288.0100288.011.78=⨯-+⨯=W M（三）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：kg/h t/a 631350000=='W ，全塔物料衡算：WD F W D F '+'=''+'='998.002.035.0 ⇒6313kg/hkg/h kg/h='='='W D F 1239618709 h 56.12kmol/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T N 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T N ，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()()B A B t p p p p x --=/，t A p x p y /=，将所得计算结果列表如下：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=e y ，而728.0==F e x 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，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：492.0246.022=⨯==m R R3.求理论塔板数 精馏段操作线：66.033.011+=+++=x R x x R Ry 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苯-氯苯物系的温度组成图图解得5.1015.11=-=T N 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p N1.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+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：s m Pa ⋅=24.0A μ，s m Pa ⋅=34.0B μ。
()()267.0728.0134.0728.024.01=-⨯+⨯=-+=F B F A m x x μμμ 52.0267.0log 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：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 p N 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m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 9.11087.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 1.1082/9.1103.105=+=m p（二）平均温度m t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m M塔顶： 986.01==D x y ，940.01=x （查相平衡图）()kg/km ol 59.7861.112986.0111.78986.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/km ol 18.8061.112940.0111.78940.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：935.0=F y ，728.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 35.8061.112935.0111.78935.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/km ol 49.8761.112728.0111.78728.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol 47.7935.8059.78,=+=m V M()kg/kmol 84.832/49.8718.80,=+=m L M（四）平均密度m ρ1.液相平均密度m L ρ,塔顶：3kg/m 0.817801886.113.9121886.113.912,=⨯-=-=t ρA LD3kg/m 1.1039800657.14.11240657.14.1124,=⨯-=-=t ρB LD 3kg/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 ρA LF3kg/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,=+=m L ρ 2.汽相平均密度m V 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m σ塔顶：mN/m 08.21,=A D σ；mN/m 02.26,=B D 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/m 20.20,=A F σ；mN/m 34.25,=B F 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/m 26.212/38.2114.21=+=m σ （六）液体的平均粘度m L μ,塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：()()s m Pa ⋅=⨯+⨯=+=317.0014.0445.0986.0315.0,D B B D A A m LD x μx μμ加料板：s mPa ⋅=⨯+⨯=315.0272.041.0728.028.0,m LF μ 精馏段：()s mPa ⋅=+=316.02/315.0317.0,m L 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/s m 3795.1894.2360047.7933.2353600,,=⨯⨯==mV m V s ρVM V汽相体积流量/h 6462m /s m 33==795.1h V液相回流摩尔流率kmol/h 60.7773.157492.0=⨯==RD L 液相体积流量/s m 300213.01.847360084.836.773600,,=⨯⨯==mL m L s ρLM L液相体积流量/h 7.680m /s m 33==00213.0h L冷凝器的热负荷()()kW 15933600/31059.7833.235=⨯==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 m 500=T H 及板上液层高度m m 60=L h ，则：m 44.006.05.0=-=-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 ）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 /s 12.17.0max ==u u 4.精馏段的塔径m 429.112.114.3/795.14/4=⨯⨯==u πV D s圆整取mm 1600=D ，此时的操作气速m/s 893.0=u 。