苯-氯苯分离过程筛板式精馏塔设计 1

课 程 设 计 说 明 书 课程名称：设计题目：苯院 系：学生姓名：学 号：专业班级：指导教师： 化工原理课程设计 -氯苯分离过程筛板式精馏塔设计 化学与环境工程学院

2010年11月19日

课 程 设 计 任 务 书

课程设计题目：苯-氯苯分离过程筛板式精馏塔设计

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2.6万吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯为38%（以上均为质量分数）。

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:R=2Rmin；

4.塔釜加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）； 5.单板压降不大于0.7kPa；

三、塔板类型 筛板式。 四、工作日

每年300天，每天24小时连续运行。

五、设计内容

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的计算； 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.绘制生产工艺流程图； 9．绘制精馏塔设计条件图；

10．对设计过程的评述和有关问题的讨论。

六、基础数据

2.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 M

D

=78.11×0.986+(10.986)×112.56=78.592kg/kmol

()

推荐：MW=78.11×0.00288+10.00288×112.56=112.46kg/kmol

氯苯 W推荐：F

=

2.6×10

4

300×24×112.56

=D+W

=32.10Kmol/h

0.702F=0.986D+0.00288W

式中的t为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m）

4.其他物性数据可查化工原理附录。

摘 要：课程设计是化工原理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。又由于塔设备在石油、化工、医药、煤炭等行业中应用广泛，其合理的设计受到极大关注，所以塔课程设计实践必不可少。

关键词：质量分率；塔板；塔板效率；工艺尺寸

目 录

一、设计背景 ............................................ 1 二、产品与设计方案简介 ................................... 2 （一）产品性质、质量指标 .............................. 3 （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）精馏塔的物料衡算 ................................ 4 1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ................ 4 2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ............ 5 3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率 ................ 5 （二）塔板数的确定 .................................... 5 1）理论塔板数的确定 ................................ 5 2）实际塔板数 ..................................... 7 （三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ............ 8 1）操作压力的计算 .................................. 8 2）操作温度的计算 .................................. 8 3）平均摩尔质量计算 ................................ 8 4）平均密度计算 ................................... 10 5）液相平均表面张力 ............................... 10

6）液相平均粘度计算 ............................... 11 四、精馏段的塔体工艺尺寸的计算 .......................... 11

（一）塔径的计算 .................................. 11 （二） 精馏塔有效高度的计算 ....................... 11 五、塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ........................ 12

（一）溢流装置.................................... 12 （二）塔板布置.................................... 13 （三）开孔率n和开孔率 .......................... 13 六、塔板上的流体力学验算 ................................ 14

（一）气体通过筛板压降h和Δp的验算 ............... 14

p

p

（二）雾沫夹带量ev的验算 .......................... 15 （三）漏液的验算 .................................. 15 （四）液泛的验算 .................................. 15 七、塔板负荷性能图 .................................... 16

（一）. 漏液线（气相负荷下限线） ................. 16 （二）. 液沫夹带线 .............................. 16 （三）. 液相负荷下限线 .......................... 17 （四）. 液相负荷上限线 .......................... 17 （五）. 液泛线 ........................................................................ 17

八、筛板式精馏塔设计计算结果 ............................ 19 九、主要符号说明 ....................................... 20 十、结果与结论 ...................................................................................... 21

十一、收获与致谢 ....................................... 21

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书

一、设计背景

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99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。

高径比很大的设备称为塔器。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、可在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。

在化工或炼油厂中，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。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。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。

（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。

（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。 筛板塔的特点如下：

（1）结构简单、制造维修方便。 （2）生产能力大，比浮阀塔还高。 （3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。 （4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。

（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。

（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。

二、产品与设计方案简介 （一）、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33．28×10-3N／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，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：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）

（二）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。

（三）工艺流程及说明

首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中只有液相混合物，此时液相混合物在精馏塔中下降。由塔底产生的气相混合物上升到塔顶上方的全凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的部分液态停留一定的时间然后进入苯的储罐，最后作为塔顶产品（馏出液）采出，而其中的另一部分液态重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。

液相混合物就从塔底一部分进入再沸器中，在再沸器中被加热产热的气体重新回到精馏塔中而产生的液体则作为附残液采出。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。

三、工艺计算及主体设备设计 (一)精馏塔的物料衡算

1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kg/kmol。

xF=xD=

0.62/78.11

0.62/78.11+0.38/112.56

0.98/78.11

=0.702=0.986

xW

0.98/78.11+0.2/112.560.002/78.11

==0.002880.002/78.11+0.998/112.56

2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MM

F

=78.11×0.702+(1=78.11×0.986+(1

0.702)×112.56=88.376kg/kmol0.986)×112.56=78.592kg/kmol

D

MW=78.11×0.00288+(1

0.00288)×112.56=112.46kg/kmol

3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率

依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：

W=

2.6×10

4

300×24×112.56

F

=D+W

=32.10Kmol/h，全塔物料衡算：



0.702F=0.986D+0.00288WF=111.15kmol/hD=79.04kmol/hW=32.11kmol/

h

（二）塔板数的确定 1）理论塔板层数NT的确定

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法求取NT，步骤如下：

1.由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出x

~y

图，如下图一；

图解得NT=111=10块（不含釜）。其中，精馏段NT1=3块，提馏段8块，第4块为加料板位置。

2.确定操作的回流比R

将1.表中数据作图得x

~y

曲线及t

x~y

曲线。在x

~y

图上，因q=1，查

得ye0.922，而xe=xF=0.702，xD=0.986。故有：

Rmin=

xDyq

yqxq

=

0.9860.922

0.9220.702

=0.2909

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：R

=2Rmin=2×0.2909=0.5818

3.求精馏塔的气液相负荷 L=RD=0.5818790.4=45.99kmol/h；

V=(R+1)D=(0.5818+1)79.04=125.03kmol/h； L’=L+F=157.14Kmol/h V’=V=125.03 Kmol/h 4.求操作线方程

精馏段操作线：y=

RR+1

x+

xDR+1

=0.368x+0.623

提馏段操作线为过（0.00288,0.00288）和(0.702,0.882)两点的直线。

L’Wy'X'X

V'V'

求全塔效率：

w

1.26X'0.0074

Rmin



1

1

[

xDxF



(1-xD)

1-xF

图一（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）

把xD=0.986、xF=0.702、R=0.02909代入上式中得

min

=0.5818

由全塔效率公式ET

i

0.49(L)

-0.245

LxiL=0.702×0.16+0.298×0.205=0.175 把L、代入全塔效率公式得，ET=0.506

2）实际塔板数Np

精馏段实际板层数

N精=3/0.506=5.93≈6

提留段实际板层数：

N提=8/0.506=15.81≈16

（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算

1).操作压力的计算

塔顶操作压力：PD每层塔板压降：P进料板压力：PF

4101.3105.3

0.7Kpa

105.30.76109.5Kpa

精馏段平均压力：Pm(105.3109.5)/2

107.4Kpa

2).操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：

通过试差得加料板温度为91.8℃

精馏段平均温度：tm=(80.4+91.8)/2=86.1℃

3).平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算：

由x=y=0.986，查平衡曲线（见图1），得

D

1

x1=0.962

图二（温度组成图）

M

VDm

0.98678.11(10.986)112.6178.59kgkmol

MLDm=0.962×78.11+(10.962)×112.61=79.42kgkmol 进料板平均摩尔质量计算：

由图解理论板（见图1），得 y=0.921

F

查平衡曲线（见图1），得 x=0.693

F

MVFm=0.921×78.11+(1MLFm=0.693×78.11+(1

0.921)×112.56=80.87kgkmol0.693)×112.56=88.69kgkmol

精馏段平均摩尔质量计算：

MVm=(78.59+80.87)2=79.73kgkmol

MLm=(79.42+88.69)2=84.05kgkmol

4）.平均密度计算

1.气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即 ρ=

Vm

PmMVmRTm

=

107.4×79.738.314×(86.1+273.15)

=2.87kgm

3

2.液相平均密度计算

液相平均密度依计算，即 1ρ=

Lm

∑a

i

ρi

=Np1+Np2=22

由t80.4℃查得：ρ=816.6kgm3 Np

D

A

ρLDm=

1

0.98.6+0.02.7

=820.1kgm

3

由t91.8℃查得：ρ=803.03kgm3 ρ=1025.01kgm3

F

A

B

进料板液相密度

ρLFm=

1

0.6102.03+0.3898.01

=877.1kgm

3

精馏段液相平均密度为

ρLm=(820.1+875.2)2=848.567kgm

3

5).液相平均表面张力

塔顶液相的平均表面张力：（80.4℃）

σA=21.1mN/mσB=25.9mN/m

;

σLDm=0.98×21.1+0.02×25.9=21.167mN/m

进料板液相的平均表面张力：(91.8℃)

σ

A

=19.9mN/m

；σB=24.8mN/m

σLFm=0.693×19.9+0.307×25.6=21.41mN/m

精馏段液相的平均表面张力：

σm=(21.167+21.41)/2=21.29mN/m

6).液相平均粘度计算

塔顶液相平均粘度计算：（80.4℃）

μA=0.31mpa

ρ

m

μB=0.395lgμLDm=0.986lg(0.31)+0.014lg(0.395

解出

μLDm=0.311mPa

s

进料板液相平均粘度计算 （91.8℃）

μA=0.272

μB=0.348mPa

s

s

lgμLFm=0.693g(0.272)+0.307g(0.348

解出 μLFm=0.2934mPa

精馏段液相平均粘度计算

μLm=(0.311+0.2934)/2=0.3023

四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （一）.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS=

VMVm3600ρVm

LMVm3600ρLm

=

125.027×79.733600×2.8745.99×84.053600×848.57

=0.966m

3

s

LS===0.00127m

3

s

计算

LhρLVhρV

2

=

0.00127×3600847.650.964×3600

2.88

L

1=0.0226

取板间距H0.40m，板上液层高度h0.06m，则

T

HThL=0.40

0.05=0.34m

20

故查表可得： C=0.071 C=C

σL

20

0.2

20

=0.071

21.28620

0.2

=0.0719

u

max

=C

ρL

ρV

ρV

=0.0719

848.567

2.87

2.87

=1.235m

3

s

取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u D=

max

=0.7×1.235=0.864m

4×0.966π×0.864

3

s

4VSπu

==1.193m

按标准塔径圆算后为 D=1.2m 塔截面积为 A=

T

π4

D

2

实际空塔气速为 u=

40.9661.13

=

π

×1.2

2

=1.13m

2

=0.854ms

（二）.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精=(N-1)H=(6-1)×0.4=2.0m 提馏段有效高度为 Z提=(N-1)H=(16-1)×0.4=6.0m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m

故精馏塔的有效高度为 Z=Z精+Z提+0.8=2.0+6.0+0.8=8.8m

五．塔板工艺结构尺寸的设计与计算 （一）.溢流装置

采用单溢流弓形降液管、凹形受液盘，且不设进进口堰。 1溢流堰长（出口堰长）lw ○

取lw=0.60D=0.60×1.2=0.72m 2溢流堰高度hw ○

u

max

F

对平直堰u 近似取E=1

)

2/3

how=0.00284×1(hw=hL

how=0.06

0.00127×3600

0.72

=0.00971m

0.00971=0.05029m

3降液管的宽度Wd和降液管的面积Af○

由lw/D=0.60，查图得Wd/D=0.11,Af/AT=0.055，即：

Wd=0.132m

，Af=0.0622m2

液体在降液管内的停留时间

τ=AfHT/Ls=

3600×0.0622×0.400.00127×3600

=19.65s>5s

故降液管设计合理。 4降液管的底隙高度ho ○

液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速u′=0.07m/s，则有： o

ho=

0.00127

==0.02511m hw

lwu′0.72×0.07oLs

h0=0.05029

0.02511=0.02518>0.06

故降液管底系高度设计合理

（二）.塔板布置

1边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws ○

边缘区宽度Wc：一般为50-75mm，D >2m时，Wc可达100mm。 安定区宽度确定

取Wc=40mm，Ws=WS=70mm。

'

2开孔区面积Aa ○

Aa=2x

R

2

x

2

+

2

π180

Rsin

2

21

xRπ

0.3970.56

=20.398=0.809m

2

0.560.398+

180

×0.56sin

21

式中：x=D/2

R=D/2

(W

d

+Ws)=0.6

(0.132+0.07)=0.398m

Wc=0.6

0.04=0.56m

（三）.开孔数n和开孔率

取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度且取u′=0.08m/s。故孔心距t=3×5=15mm。 o

每层塔板的开孔数n=每层塔板的开孔率

1.155t

2

h

o

，

Aa=

1.155×0.8090.0015

2

=4154

（孔）

W

c

（φ应在5~15%，故满足要求）

每层塔板的开孔面积A0=υAa=0.0815m2

气体通过筛孔的孔速uo=Vs/Ao=0.966/0.0815=11.84m/s

六．塔板上的流体力学验算

（一）.气体通过筛板压降hp和Δpp的验算

hp=hc+hl+hσ

1）.气体通过干板的阻力压降hc

由do/δ=5/3=1.67 查图5-10得出，Co=0.772

hc=0.051

uoCo

2

ρVρL

=0.051

11.840.772

2

2.87848.567

=0.0406m

液柱

式中Co为孔流系数。

2）.气体通过板上液层的压降hl

hl=β(hw+how)=βhL=0.59×0.06=0.0354m液柱

式中充气系数β的求取如下：

气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：

ua=

VsAT

Af

=

0.9661.13

0.0622

=0.904m/s

动能因子Fa=ua

ρV=0.904

2.87=1.531

查化原P115图5-11得β=0.59（一般可近似取β=0.5~0.6）。

3）.气体克服液体表面张力产生的压降hσ

hσ=

4σρLgdo

=

4×21.286×10

3

847.567×9.81×0.005

=0.002046m

液柱

4）.气体通过每层筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp=hc+hl+hσ=0.0406+0.0354+0.00205=0.078mΔpp=ρLgh

p

=848.567×9.81×0.078=649.35Pa

（设计允许值） （二）.雾沫夹带量ev的验算

Δp

h

p

p

5.7×10

6

3

=hc+hl+hσ

eV=

5.7×10

σ

6

uaHT

hf

3.2

=

0.9040.40

0.15

3.2

21.286×10

=0.0164kg液/kg气

故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内

（三）.漏液的验算

漏液点的气速uom

uomin=4.4Co

0.0056

+0.13hL

hσρL/ρV

0.00205)848.567/2.87

=4.4×0.772=6.227m/s

(0.0056+0.13×0.06

筛板的稳定性系数K=

uouom

=

11.846.227

=1.90>1.5

故在本设计中无明显漏液。

（四）.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Hd≤Φ(HT+hw)

h

l

hd=0.153(uo

'

)

2

2

=0.153(0.07)=0.0075m

Hd=0.078+0.06+0.0075=0.1388m Φ(HT+hw)=0.5(0.4+0.05029)=0.225m

Hd≤Φ(HT+hw)成立，故在本设计中不会发生液泛现象。

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HT及hL，进行优化设计。

七、塔板负荷性能图

（一）.漏液线（气相负荷下限线）

漏液点气速

VS,min=4.4×0.772×0.0815435

0.0056

+0.130.0503+0.83045Ls

2/3

0.002046848.567/2.89669

h

σ

，整理得：

0.01009+0.10796Ls

2/3

Vs.min=4.765

在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出漏液线1

（二）.液沫夹带线

式中：ua=

VsAT

Af

=

Vs

1.13

0.0622

=0.936129Vs

hf=2.5hL=2.5(hw+how)

将已知数据代入式得：

ev=

5.7×10

6

3

0.956129Vs0.274

2/3

3.22/3

s

21.2861×102.076L

=0.1

Vs=1.86514.12Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依式算出对应的Vs值列于下表：

3.液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006 m作为最小液体负荷标准 由how=0.00284E(

3600Ls

lw

)

2/3

=0.006

；

=0.000614156

m/s

3

取E=1,得Ls,min=(

0.006×1000

2.84

)

3/2

0.723600

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线3

4.液相负荷上限线

Ls,max=

HTAf

4

=

0.40×0.062172

4

=0.0062172m/s

3

作出与气体流量无关的垂直液相负荷线4

5.液泛线

HdHd

=Φ(HT+hw)

=hp+hL+hd; hp=hc+h1+hσ； h1=evhL；hL=hw+how

Hd≤Φ(HT+hw)

ΦHT

+(

Hd=hp+hL+hd

-β-1)hw=(β+1)

+hc+hd+ev=

5.7×10uaσHT2.5hL

6

32

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得 aVs2=b-cLs2-dLs2/3; 式中 a =

0.051(A0c0)

2

(

ρVρL

)

b =ΦHT+(Φ-β-1)hw c =0.153/(lwh0)2 d =2.84

V

s

将有关数据代入得

a =0.04348; b =0.14519; c =468.064; d =1.321

故Vs2=3.33924-10765.7314Ls2-30.381785Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出液泛线5

依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图三。

在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图三可查得

Vs,max=1.6m/s Vs.min=0.5m/s

3

3

故操作弹性为

Vs,max/Vs,min=1.6/0.5=3.2

图三（筛板塔的符合性能图）

八、筛板塔设计计算结果

九、主要符号说明

十、结果与结论

（一）结果：

精馏塔塔体设计采用筛板塔板，共22块塔板，能够完成年产纯度为99.8%的氯苯2.6万吨，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%）的生产任务，并且具有较好的操作弹性。

（二）结论：

1）. 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。

2）. 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。

3）.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。

4）.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

十一、收获与致谢

通过这次课程设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的课程设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为后续课程的学习奠定了坚实的基础。而且，这次课程设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。

其次通过这次课程设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。

在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。

这次课程设计我投入了不少时间和精力，我觉得这是完全值得的。我独立思考，勇于创新的能力得到了进一步的加强。由于时间和经验等方面的原因，该设计中还存在很多不足、如对原理的了解还不够全面等等。今后会进一步学习来加深了解。

参考书目

1.熊洁羽.化工制图 北京：化学工业出版社，2007

2.刁玉玮，王立业，喻健良.化工设备机械基础 （第六版） 大连：大连理工出版社，2006

3.天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理 上册.第1版.北京：高等教育出版社，2005

4.天津大学化工学院，柴诚敬主编.化工原理 下册.第1版.北京：高等教育出版社，2006

5.贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计（第一版） 天津：天津大学出版社.2002

附件

图纸：A1图纸一张；

软件：Auto CAD 2010，WPS 电子表格，WPS 文字；

作品 ：苯-氯苯分离过程筛板式精馏塔设计说明书一份，筛板式板式塔手绘图纸一张。