苯氯苯溶液连续精馏塔设计

苯-氯苯溶液连续精馏塔设计
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。

通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。

通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。

同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。

课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。

本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。

连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。

氯苯纯度不低于%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。

二、摘要:
氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，广泛用于生产，由磷苯液相氯化法制中含有一定量的苯，用于分离挥发性苯和氯苯连续精馏塔的设计是不容易的。

设计选择良好的合成功能的集成产品和效率，经济，安全和其他方面。

这将是选择精馏塔和筛板筛板塔更好。

有很多优点是结构简单，
价格低廉，而且液滴板表面的小。

它有一个较低的压力，但一个更大的生产能力。

最后，气体在塔内均匀分布，具有较高的传质效率。

设计完成了塔径为1000mm和总高度为15m的工艺计算和设备设计，它定义了那个桶
材料为16MnR，标称厚度为8毫米，根据钢制压力容器（压力容器）。

设
计选用标准椭圆封头的直径为1000mm，表面高度200mm，直边高度是根据工艺设备的设计和jb4737-95 25mm。

进口和出口的液体和气体管道的法兰都是根据汞丝网除沫器选用SP滤网采用rfpf。

设计无具体要求，选择圆
柱裙，其直径1000mm..最后的设计进行festigkeit和稳定性ueberpruefung等等，并对塔体的厚度和高度均符合要求的设计压力下。

Abstract:
Chlorobenzene as an important basic organic synthesis raw material, widely used in production, the rule of law by a benzene liquid-phase chlorination of p contains a certain amount of benzene, the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy. The design chooses the integrated product of good synthesized function with efficiency, economic, security and other aspects .It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price,besides liquid drop on the surface of plate is small. It has a low pressure , but a larger capacity of production. At last gas in tower spreads evenly
with a higher efficiency of mass transfer . The design completes the process calculation which defines that the tower diameter is 1000mm and the overall height is 15m, and equipment design which defines that the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8 mm according to the Steel Pressure Vessel
(GB150-1998).The design selectes the standard elliptic heads whose diameter is 1000mm, surface height is 200mm, straight flange height is 25mm according to the Process Equipment Design and JB4737-95. The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG wire mesh demister selects the SP filter screen. The design has no specific requirements so that the cylindrical skirt is selected, whose diameter is 1000mm..Finally the design conducts the festigkeit and stability ueberpruefung and so on, and defines the thickness and height of the tower body all conform the requirements under the design pressure.
三、设计方案的确定
（1）产品性质、质量指标
产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。

密度1．105g/cm3。

沸点131．6℃。

凝固点-45℃。

折射率1．5216(25℃)。

闪点29．4℃。

燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3 N／m．溶解度参数δ＝9．5。

溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，
不溶于水。

易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3％-7．1％(vol)。

溶于大多数有机溶剂，不溶于水。

常温下不受空气、潮气及光的
影响，
3 长时间沸腾则脱氯。

蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。

有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。

对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD502910mg／kg，空气中最高容许浓度50mg／m3。

遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。

质量指标：塔顶产品苯纯度94%，原料液中苯40%,塔顶苯的回收率99%。

（以上均为
质量分数）
（2）设计方案简介
1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。

原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。

其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。

由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回
流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

（3）设计任务
原料：苯-氯苯溶液
原料温度：30℃
处理量：7万吨/每年
原料组成（质量分数）：40%
产品要求：塔顶产品中苯的质量分,94%
塔顶产品中苯的回收率：99%
（4）符号说明：
英文字母
Aa---- 塔板的开孔区面积，m2
Af---- 降液管的截面积, m2
Ao---- 筛孔区面积, m2
A 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
C
----表面张力为20mN/m的负荷因子
20
----液体通过降液管底隙do----筛孔直径u’
o
的速度
D----塔径 m Wc----边缘无效区宽度
----液沫夹带量 kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度
e
v
----总板效率Ws----破沫区宽度
E
T
R----回流比
Rmin----最小回流比
M----平均摩尔质量 kg/kmol
----平均温度℃
t
m
g----重力加速度 s2Z----板式塔的有效高度
Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/2)
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
----与干板压降相当的液柱高度 mυ----粘度
h
c
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
----板上清液层高度 mΨ----液体密度校正系数L
----与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标
h
1
ho----降液管的义底隙高度 m max----最大的
----堰上液层高度 m min----最小的
h
ow
----出口堰高度 m L----液相的
h
W
h’
----进口堰高度 m V----气相的
W
----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m
h
σ
H----板式塔高度 m
----塔底空间高度 m
H
B
Hd----降液管内清液层高度 m
----塔顶空间高度 m
H
D
----进料板处塔板间距 m
H
F
----人孔处塔板间距 m
H
P
----塔板间距 m
H
T
----封头高度 m
H
1
H
----裙座高度 m
2
K----稳定系数
l
----堰长 m
W
Lh----液体体积流量 m3/h
Ls----液体体积流量 m3/s
n----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 KPa
T----理论板层数
u----空塔气速 m/s
u
----漏夜点气速 m/s
0,min
’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s u
o
----气体体积流量 m3/h
V
h
----气体体积流量 m3/s
V
s
----边缘无效区宽度 m
W
c
----弓形降液管宽度 m
W
d
----破沫区宽度 m
W
s
Z ---- 板式塔的有效高度 m
希腊字母
δ----筛板的厚度 m
τ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度
ρ----密度 kg/m3
----表面张力N/m
φ----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
四、带控制点的工艺流程图
五、操作条件的选取
1塔顶压强：4kPa（表压）；
2.进料热状况：泡点进料q=1；
3.回流比：R=
4.塔釜加热蒸汽压力：的饱和水蒸气
5.单板压降不大于；
6.生产时间：300天，每天24小时连续运行。

7．冷却水进口温度：30℃
六、工艺计算
1.全塔物料衡算
(1) 原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=kmol
氯苯的摩尔质量 MB=kmol
xF=/+= (摩尔分率,下同) xD=/+=
F* xF -D* xD =(F-D)Xw（1）
D* xD / F* xF =99% （2）
联立（1）（2） Xw=
(2) 原料液级塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=*+*= (kg/kmol) MD=*+*=(kg/kmol)
(3) 物料衡算 原料处理量 F=70000*1000/(300*24*= kmol/h 总物料衡算 D+W=F
苯物料衡算 D*xD+W*xW=F*xF
联立解得 D= (kmol/h) W= (kmol/h) 2.最佳回流比的确定
(一)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：C
t B
A P o +-=ln 查表得：
计算示例：取温度t=85℃
9008.15lnP o
A =o A P =
常压下苯-氯苯气液相平衡数据（P=760mmHg ） 表一
温度℃
（mmHg ）
o B
P
（mmHg ）
x y
85
90
100
105
110
115
120
125
130
苯-氯苯t-x-y图：
苯-氯苯气液平衡相图: (二)回流比的确定
1、q线方程。

因为采用泡点进料，所以q=1，则x
q =x
F
2、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
=时，∂=。

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，此时的∂值即为所求相对挥发度。

相平衡关系式：Y=αX/（1+（α-1）X）
由于q=1
所以Xe=Xf=
Ye=∂=*(1+*=
因此最小回流比
Rmin=（Xd-Ye）/(Ye-Xe)=( 最佳回流比R=2 Rmin=*2= 3.理论板及实际板的确定
（一）操作线方程
L=RD=×=h
V=（R+1）D=（+1）×=h
L’=L+qF=+1*= kmol/h
V’= V=h
精馏段操作线方程：Yn+1=Xn+=+
提馏段操作线方程：Yn+1=Xn+=—
逐板计算法：
泡点进料q=1，Xq=Xf=
第一块塔板上升的气相组成： Y1=Xd=
第一块塔板下降的液体组成：
X1=Y1/（第二块塔板上升的气相组成：
Y2=+=*+=
第二块塔板下降的液体组成：
X2= Y2/（（如此反复计算得：
Y3= X3= Y4= X4=〈 Xq
因为X4〈Xq ，第五块塔板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算： Y5=—=*n —==
第六块塔板下降的液体组成： X5= Y5/（ （ X6= Y7= X7= Y8= X8= Y9= X9= Y10= X10= Y11= X11= Y12= X12= Y13= X13=<=Xw
因此总理论板是13块（包括塔釜），第五块加料，精馏段需四块 (二)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+=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。

μm=μXf+μb （1-Xf ）=*+*=
2.实际塔板数p N （近似取两段效率相同） 精馏段： Np1=4/ =8块
提馏段：Np2=（13-4）/=18块， 总塔板数Np1=Np1+ Np2=8+18=26块。

4.塔径的计算
(一)相关物性数据计算 I. 平均压强
P D =4+= 加料板：Pf=+*8= P w =P F +18×=
则精馏段平均压强P=（P D +P F ）/2= 提留段平均压强P'= (P F +P w )/2= 2.平均温度m t
查温度组成图得：塔顶为℃，加料板为℃，塔底为130℃。

精馏段平均温度：Tm1=+/2=℃ 提留段平均温度：Tm2=+130)/2=℃ 3.密度
不同温度下苯-氯苯密度
气相密度计算公式：O
O V TP
M
P T 4.22=ρ 液相密度计算公式：
B
B
A
A
L
x 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= 气相y=
液相平均质量流率Ml1=*+*（）=kmol 汽相平均质量流率Mv2=*+*（）=kmol 拉格郎日法求ρ：
提留段 ℃ X= Y= 精馏段 ℃ X=
Y=
（100-80）/（）=（）/(ρa1-815) ρa1=m3
（100-80）/（1019-1042）=（）/(ρb2-1042) ρb2= kg/m3所以：1/ρl1=（*）/+（）/
ρl1= kg/m3
ρv1=**/(+**= kg/m3
2、提留段；
液相x= 液相y=
液相平均质量流率Ml1=* +*（）=kmol
汽相平均质量流率Mv2=*+*（）=kmol
（120-100）/（768..）=（）/(ρρa1=m3
（120-100）/（）=（）/(ρb2-1019) ρb2= m3
所以：1/ρl1=（* /）/+（）/=
ρl1= m3
ρv2=**/(+**= m3
4.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：
∑
=
=
n
i
i
i
Lm
x
1
σσ
①塔顶液相表面张力
（100-80）/（）=（）/(σσa=m
（100-80）/（）=（）/(σσb=m
σldm=*+* = mN/m
②进料板液相表面张力
（100-80）/（）=（）/(σσa=m
（100-80）/（）=（）/(σσb=m
σlfm=*+* = mN/m
③塔底液相表面张力
（140-120）/（）=（130-120）/(σσa=m （140-120）/（）=（130-120）/(σσb=m σldm=*+* =m
④精馏段液相平均表面张力（100-80）/（）=（）/(σσa=m （100-80）/（）=（）/(σσb=m σlm=*+* = mN/m
⑤提留段液相表面张力
（120-100）/（）=（）/(σσa=m （120-100）/（）=（）/(σσb=m σlm2=*+* =m
5.气液相负荷的计算
⑴精馏段
质量流量
L1= Ml1*L=*=h=s
V1= Ml2*V=*=h=s
体积流量
Ls1=L1/ρl1= =s
vs1= V1/ρv1== m3/s
⑵提留段
质量流量 L2= Mv1*L=*=h=s V2= Mv2*V=*= kg/h=s 体积流量 Ls2=L2/ρl2= =s Vs2= V2/ρv2== m3/s 6.板间距
取板间距H T =450mm ，板上液层高h L =60mm III.塔径D ㈠精馏段
按Smith 法求空塔气速u max (即泛点速度u f ） 查图（化工原理下册P129）得：C 20=
取u==s /m 817.0361.16.0=⨯
m .083.1817
.014.3752
.044=⨯⨯==
u V D S π 圆整得D=1000mm ㈡ 提留段
查图（化工原理下册P129）得：C 20=
取u==⨯ m 009.1916
.014.3732
.044=⨯⨯==
u V D S π 圆整得D=1000mm
5.降液管及溢流堰尺寸的确定
塔径1000，采用单溢流平顶弓形堰、弓形降液管、凹形液盘。

①堰长
取m D l W 6.016.06.0=⨯==
堰上液层高度：3
2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w
h
ow l L E h ，取E=1 （1）精馏段：
出口堰高m h h h ow L w
0492.00108.006.0=-=-=
（2）提留段 出口堰高m h h h ow L w
0487.00113.006.0=-=-=
② 弓形降液管的宽度w d 和横截面积A f 由6.01
6.0==D l w
，查化工原理下P127图得，
液体在降液管内的停留时间τ
③ 降液管底隙高度
精馏段：取降液管底细的流速s m u o /075.0'=，则：
m
m h h m
u l L h o w o w h o 006.0021.0028.00492.0028.0075
.06.036003600
00126.0'3600>=-=-=⨯⨯⨯=⨯⨯=
合格
提留段：取降液管底细 的流速s m u o /25.0'=，则：
m
m h h m
u l L h o w o w h o 006.00397.0009.00487.0009.025
.06.036003600
00136.0'3600>=-=-=⨯⨯⨯=⨯⨯=
合格 6.浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定 （1）边缘区宽度W c 和安定区W s
取W c =50mm W s =75mm
（2）开孔区面积A a
式中： m 315.0)075.011.0(2/1)(2/=+-=+-=s d W W D x （3）开孔数n 和开孔率
取孔径d 0=4mm ，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度为δ= 取中心距t=
筛孔数个）(596401
.05164
.0155.1155.12
2=⨯==
t A n a
开孔率145.0907.02
00=⎪⎭
⎫
⎝⎛==t d A A a ϕ
（4）筛孔气速
7.塔板流动性能的校核
1、塔板压力降h
的校核
f
㈠精馏段
/δ=4/=,查图
①由d
=
得C
的计算
②气体通过液层阻力h
l
查图得：β=
③液面表面张力造成的阻力损失h
σ
气体通过每层塔板的液柱高度h
P
则精馏段气体通过每层塔板的压降为：
㈡提溜段
查图得：β=
2、液面落差
由于采用的筛板塔，液面落差很小，且本塔塔直径和液体流量均较小，所以忽略液面落差的影响。

3、液沫夹带
⑴精馏段
液沫夹带量e
由下式计算：
v
e v <液/kg 干气 所以精馏段在液沫夹带范围内
⑵提溜段
干气
液kg kg h H u e f T a v /0128.006.05.245.0986.01008.20107.510
7.52
.33
6
2
.36
=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡⨯-⨯⨯=
⎥⎥⎦
⎤
⎢⎢⎣⎡-⨯=---σ
e v <液/kg 干气
所以提留段亦在液沫夹带范围内
4、漏液 ⑴精馏段 漏液点气速
=()89.2/06.88000243.006.013.00056.077.04.4⨯-⨯+⨯
=s
筛板稳定系数===
19
.68.90ow u u K ≧不会产生过量漏液 ⑵提溜段
=()429.3/4.95800213.006.013.00056.077.04.4⨯-⨯+⨯ =s
筛板稳定系数63.101
.68
.90===
ow u u K >不会产生过量漏液 5、溢流液泛
为了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 H +<φ，对于苯—氯苯物系，取5.0=φ
⑴精馏段
252.01311.0<= 不会产生液泛 ⑵提溜段
247.01354.0<= 不会产生液泛
8塔板负荷性能图的绘制 ⑴精馏段 ①雾沫夹带线
以e v =液/kg 气为限，求V s —L s 的关系如下：
54
.199.101
.034.2123.045.035.11001.21107.53
/22
.33/236
+-=⇒=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡--⨯⨯=
--s
s s s v L V L V e
②液泛线
()()(
)3
/22
2
2
3
/22
2
3
/23
/22
2
2
2
3
/22
3
/23
/22
2
2
3
/23
/29.278.1084146.3173
.005.0395.109.54209.5429.00492.0027.0495.005.00492.045.05.009.542028.06.0153.0153.0029
.0495.005.000243
.0495.00270.09.00492.055.005.006
.88089.25164.0145.077.0051.02190.06.03600100284.0s
s s s s s s
s
s
s s s o w s d s
s l c p s
s
ow w l s c s L V
o o c l c p s
s ow d
ow w p w T L L V V L L L L L V L L h l L h L V h h h h h L
L h h h V h V C u g h h h h h L L h h h h h h H --=⇒=++⇒+++++=+⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=++=++==+=+⨯=+==⇒⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=++==⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=+++=+）（则：σσσβρρφ
③液相负荷上限线
④漏液线
()
()034
.0433.01.3792.2108.05.3046.03600000369.00096.0108.089.206.88000243.06.0360000284.00492.013.00056.0108.0/00284.013.00056.04.4/13.00056.04.4/00284.03
/22
min ,3
/232
32
32
min ,3
/2+=⇒+=⨯⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=⎪⎭⎪⎬
⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥
⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯+=⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=-+==+=s
s s s s V
L w h w o
o s V
L L o om w h ow ow
w L L L L L h l L E h A C V h h C u l L E h h h h V ρρρρσσ漏液点气速： ⑤液相负荷下限线
s
m L L l L E h h E h s s w s ow ow ow /105.6006.06.036001108.2100084.2.0
1m 006.034min ,3
2min ,3
3
2min ,--⨯==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛====；取堰上液层高度
精馏段负荷性能图：
（2）提溜段 ①雾沫夹带线
以e v =液/kg 气为限，求V s —L s 的关系如下：
52
.183.101
.034.2122.045.035.11008.20107.53
/22
.33/236
+-=⇒=⎥⎦
⎤⎢⎣⎡--⨯⨯=
--s
s s s v L V L V e ②液泛线
①雾沫夹带线 ②液泛线 ③液相负荷上限线
④漏液线
⑤液相负荷下限线
()()(
)3/22
2
2
3
/22
2
3
/23
/22
2
2
2
3
/22
3
/23
/22
2
2
3
/23
/28.2597146222.3174
.0054.0395.19.52469.52469.00487.00268.0495.0054.00487.045.05.09.5246009.06.0153.0153.00289
.0495.0054.000213
.0495.00268.09.00487.055.0054.04
.958429.35164.0145.077.0051.0219.06.03600100284.0s
s s s s
s s
s s
s s s o w s d s
s l c p s
s
ow w l s c s L
V
o o c l c p s
s ow d
ow w p w T L L V V L L L L L V L L h l L h L V h h h h h L
L h h h V h V C u g h h h h h L L h h h h h h H --=⇒=++⇒+++++=+⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=++=++==+=+⨯=+==⇒⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=++==⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=+++=+）（则：σσσβρρφ
③液相负荷上限线
④漏液线
()
()032
.0397.005.3474.2108.05.2796.03600000369.00098.0108.0429.34.95800213.06.0360000284.00487.013.00056.0108.0/00284.013.00056.04.4/13.00056.04.4/00284.03
/22
min ,3
/232
32
32
min ,3
/2+=⇒+=⨯⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=⎪⎭⎪⎬
⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥
⎦⎤⎢⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛+⨯+=⎪⎭
⎪⎬⎫⎪⎩⎪⎨⎧-⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛++=-+==+=s
s s s s V
L w h w o
o s V
L L o om w h ow ow
w L L L L L h l L E h A C V h h C u l L E h h h h V ρρρρσσ漏液点气速：
⑤液相负荷下限线
s
m L L l L E h h E h s s w s ow ow ow /105.6006.06.036001108.2100084.2.0
1m 006.034min ,3
2min ,3
3
2min ,--⨯==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛====；取堰上液层高度 提镏段负荷性能图：
七.塔板设计结果汇总表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强 Pm KPa 各段平均温度 t m ℃ 平均流量
气相 Vs m3/s 液相 Ls m3/s
实际塔板数 N 块 8
18
板间距 H T m 塔的有效高度
Z m
塔径
D
mm
1000 1000
①雾沫夹带线 ②液泛线
③液相负荷上限线 ④漏液线
⑤液相负荷下限线 ⑥操作线
八、辅助设备工艺计算 （1）换热器的面积计算机选型
设计采用强制循环式冷凝器，卧式放置，采用泵向塔提供 回流液。

通过计算管壳式换热器的传热面积，选一台合适的换热器。

有关冷凝器的选型计算：
冷凝器的热负荷()()kW 92.6463600/31011.7896.18=⨯==Vr Q （忽略温度压力对汽化潜热的影响）
若用温度为C ︒30的水做冷却剂，传热系数为C h m J ︒2
3344
料液温度C C ︒→︒803.81 冷却水C C ︒→︒4530 换热器采用逆流操作，物料走管程，冷却水走壳程
平均温度差C t T t T t T t T t m ︒=-----=-----=
∆.642308045
81ln )
3080()4581(ln
)()(1
2211221
取传热系数)(2502k m w K =估算传热面积： （2） 各种接管管径的计算机选型
接管直径 各接管直径由流体速度及其流量，按连续性方程决定，即：
u
V S
π4d =
式中：VS ——流体体积流量，m3/ s ； u ——流体流速，m/ s ； d ——管子直径，m 。

1.塔顶蒸气出口管径DV 蒸气出口管中的允许气速UV 应不产生过大的压降.
操作压力（常压） 常压 1400-6000Pa ＞6000Pa 蒸汽速度/m/s 12～20 30～50 50～70 2.回流液管径DR 冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为～s ，速度 太大，则冷凝器的高度也相应增加。

用泵回流时，速度可取～s 。

3进料管径dF 料液由高位槽进塔时，料液流速取～s 。

由泵输送时，流速取为～ m/s 。

4.釜液排除管径dW 釜液流出的速度一般取～s 。

①进料管
选用泵进料，取输送速度为s m u f 0.2=则：
经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格mm 568⨯φ 实际管内流速实际管内流速s m u 114.17
.19173600058.068
.95*61.10142=⨯⨯⨯⨯=π
②回流液管
利用低压泵回流，取回流速度s m u L 5.0=则：
经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格mm 250⨯φ ③塔顶上升蒸汽管
取s m u D 30=则：
经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格mm 5.5250⨯φ ④釜液出料管 取s m u W 7.0=则：
经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格mm 250⨯φ （3）泵的扬程计算机选型
选传热管规格为mm 225⨯φ，管长m l 3=，管内流速s m u 01.0=，计算单程管数n ：
3648.36301
.0)021.0(4
00126
.04
22≈=⨯⨯=
=
π
π
u
d L n s
内根
程数p N 计算：12.2364
025.07
.60=⨯⨯=
=
ππn
d A L p
外1312.2≈=
=l L N p 选型：I 12533.226.1400----AEM
九、塔设备的结构设计（塔盘，裙座，进出料管）
（一）塔顶空间
塔顶空间是指塔内最上层的一块塔板到塔顶封头的直线距 离，通常取H D =（～2）H T 。

取除沫器到第一块塔板的距离为600mm 。

则塔顶空间为：m 5.16.045.02=+⨯=D
H
（二）塔底空间
塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底的间距。

依停留时间的
10～15min 确定塔底储液空间，塔底液面至最下层塔板之间保留1～2m ，以保证塔底液料不至于流空。

塔的底部空间H B 是只塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：
取m A t L H S B 76.15.11
14.360
1000136.05.12=+⨯⨯⨯=+⋅=
（三）人孔和手孔
本塔共26块塔板，塔径D=1000mm ，板间距H T =450mm 。

可在塔底裙座处和从塔顶往下数第九块板处开一人孔，开人孔处塔板间距取600mm 。

（四）塔总高H
不包括底座高度，底座高4m
十、参考文献:
十一、设计小结：
通过这次对于苯-氯苯溶液连续精馏塔的设计，我深深地领会到了化工工程与工艺设计是一个逻辑严谨，精密细致，需要通过反复校核修正的过程；在设计中需要查找正确，精度够高的数据，经过连续的运算和相应的化工处理软件的配合，得出理论的的工艺技术和实际操作标准，最后要经过各项检测和试运阶段，化工设备才能投入实际运行。

当然，作为一名初学者，在这次设计过程中可能会有一些不太合理的地方，但重要的不是结果，而是过程和态度通过这段时间的设计，我深深的感受到化工设计的艰辛，以及设计时需要有足够的耐心，以及细心仔细，严谨理性。

最重要的是，掌握充分的专业知识，才能更好的设计，避免出现很多理论上的错误。

熟练的运用公式和定理，才能加快设计速度。

例外，我相信的我设计是可以运用到实际生产过程中的。

最后衷心感谢严老师的指导和给我这次机会！。