苯～氯苯分离过程板式精馏塔设计

化工原理课程设计 设计课题：苯~氯苯分离过程板式精馏塔设计 年级 2008级 专业 化学工程与工艺 设计者姓名 学号 完成日期 2010年X 月X日 指导老师 目录 一 、设计概述 8 1塔设备在化工生产中的作用与地位 8 2塔设备的分类 8 3板式塔 8 3.1泡罩塔 8 3.2筛板塔 9 3.3浮阀塔 9 二、设计方案的确定及流程说明 9 三、塔的工艺计算 11 四、 精馏塔的物料衡算 12 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 12 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 13 3.物料衡算 13 五、 塔板数的确定 13 1.q值的计算 13 2.理论板数的确定 13 2.2精馏塔的气液相负荷 15 2.3求操作线方程 15 2.4求理论板数：逐板法（塔顶全凝器）
15 2.5板效率 16 六、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 17 1操作压力计算 17 2 操作温度计算 17 3平均摩尔质量计算 17 4平均密度计算 18 4.1气相平均密度计算 18 4.2液相平均密度计算 19 4.3液体平均黏度计算 20 七、 精馏塔的塔体的工艺尺寸计算 21 1．塔径的计算 21 2.操作压力计算 22 3. 操作温度计算 22 4.平均摩尔质量计算 22 5.平均密度计算 23 5.1气相平均密度计算 23 5.2液体表面张力计算 24 5.3液体平均黏度计算 24 八、 提馏塔的塔体工艺尺寸的计算 25 1．塔径的计算 25 2.提馏塔有效高度的计算 26 九、塔板主要工艺尺寸的计算 26 1.溢流装置计算 26 1.1堰长 27 1.2溢流堰高度 27 1.3弓形降液管宽度和截面和 27 1.4降液管底隙高度 28 2.塔板布置 28 2.1边缘区宽度确定 28 2.2开孔区面积按式计算，即 28 2.3筛孔计算及排列 29 十、流体力学验算 29 1、塔板压降 29 1.1干板阻力的计算 29 1.2气体通过液层的阻力的计算 30 2.液面落差 30 3.液沫夹带 30 4.漏液 31 5.液泛 31 6.塔板负荷 32 6.1漏液线 32 6.2液沫夹带线 32 6.3液相负荷下限线 33 6.4液相负荷上限线 34 6.5液泛线 34 十一、 附属设备及主要附件的选型和计算 35 1..在沸气的热量衡算 35 2.全凝器热量衡算 36 十二、设计结果列表 37 十三、 设计结果与讨论和说明 39 1、 设计结果自我评价 39 十四、 结束语 40 参考文献：
40 十五、思考题 41 符号说明 英文字母 Aα－阀孔的鼓泡面积m2 Af －降液管面积 m2 AT －塔截面积 m2 b －操作线截距 c －负荷系数（无因次）
c0 －流量系数（无因次）
D －塔顶流出液量 kmol/h D －塔径 m d0 －阀孔直径 m ET －全塔效率（无因次）
E －液体收缩系数（无因次）
－物沫夹带线 kg液/kg气 F －进料流量 kmol/h F0 －阀孔动能因子 m/s g －重力加速度 m/s2 HT －板间距 m H －塔高 m Hd －清液高度 m hc －与平板压强相当的液柱高度 m hd －与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m hr －与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m hf －板上鼓泡高度 m hL －板上液层高度 m h0 －降液管底隙高度 m h02v－堰上液层高度 m hp －与板上压强相当的液层高度 m hσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m h2v－溢液堰高度 m K －物性系数（无因次）
Ls －塔内下降液体的流量 m3/s Lw －溢流堰长度 m M －分子量 kg/kmol N －塔板数 Np －实际塔板数 NT －理论塔板数 P －操作压强 Pa ΔP－压强降 Pa q －进料状态参数 R －回流比 Rmin－最小回流比 u －空塔气速 m/s w －釜残液流量 kmol/h wc －边缘区宽度 m wd －弓形降液管的宽度 m ws －脱气区宽度 m x －液相中易挥发组分的摩尔分率 y －气相中易挥发组分的摩尔分率 z －塔高 m 希腊字母 α－相对挥发度 μ－粘度 Cp ρ－密度 kg/m3 σ－表面张力 下标 r －气相 L －液相 l －精馏段 q －q线与平衡线交点 min－最小 max－最大 A －易挥发组分 B －难挥发组分 《化工原理》课程设计任务书 一、设计题目 试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99%的氯苯10000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%(以上均为质量分数) 二、操作条件 (1) 塔顶压强:4KP (2)进料热状况:饱和蒸汽进料 (3)回流比:R=2R (4)单板压降不大于0.7KP 三、设备形式 1、筛板塔 四、设计工作日 每年330天,每天24小时连续运行 五、厂址 兰州地区 六、设计要求 1. 概述 2. 设计方案的确定及流程说明 3. 塔的工艺计算 4. 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 5. 设计结果一览表 6. 对本设计的评述 一 、设计概述 1塔设备在化工生产中的作用与地位 塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：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、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。

2塔设备的分类 塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；
按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；
按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。

3板式塔 板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。

3.1泡罩塔 泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：
（1）.操作弹性大 （2）.无泄漏 （3）.液气比范围大 （4）.不易堵塞，能诗云女冠多种介质 泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。

3.2筛板塔 筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：
（1）.生产能力大（20％－40％）
（2）.塔板效率高（10％－15％）
（3）.压力降低（30％－50％）而且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装维修都比较容易[1]。

3.3浮阀塔 20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。

浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：
（1）.处理能力大 （2）.操作弹性大 （3）.塔板效率高 （4）.压力降小 其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。

浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。

二、设计方案的确定及流程说明 精馏装置有精馏塔、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，物料在塔内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露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。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器。

流程图如下图 高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近20年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的DT塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆500万吨／年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达~p8400mm，由国内研制的‘p10000mm大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；
另一类是无降液管的塔板，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，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。

三、塔的工艺计算 已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F＝10000t/年；

回流比R（自选）；
进料热状况: 泡点进料即q=1；
塔顶压强，；
单板压降不大于。由《化学化工物性数据手册》P174可知：
表1 苯和氯苯的物理性质 项目 分子式 分子量M 沸点（K）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（atm）
苯A 氯苯B 78.11 112.6 353.3 404.9 562.1 632.4 48.3 44.6 由《石油化工基础数据手册》P457及内插计算可知：
表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压 温度 80.1 85 90 95 100 105 ,mmHg 757.62 889.26 1020.9 1185.65 1350.4 1831.7 ，mmHg 147.44 179.395 211.35 253.755 296.16 351.355 1 0.818 0.678 0.543 0.440 0.276 y 1 0.957 0.911 0.847 0.782 0.665 温度 110 115 120 125 130 131.75 ,mmHg 2313 2638.5 2964 3355 3746 4210 ，mmHg 406.55 477.125 547.7 636.505 725.31 760 0.185 0.131 0.0879 0.0454 0.0115 0 y 0.563 0.456 0.343 0.201 0.0566 0 由《化学化工物性数据手册》P305可知：
表3 液体的表面张力 温度 60 80 100 120 140 苯，mN/m 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯，mN/m 25.96 23.75 21.57 19.42 17.32 由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：
表4 苯与氯苯的液相密度 温度(℃) 60 80 100 120 140 苯,kg/ 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 氯苯,kg/ 1064.0 1042.0 1019.0 996.4 972.9 由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：
表5 液体粘度µ 温度(℃) 60 80 100 120 140 苯（mP.s）
0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯（mP.s）
0.515 0.428 0.363 0.313 0.274 四、 精馏塔的物料衡算 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA=78.11 氯苯的摩尔质量 MB=112.5 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.物料衡算 塔釜产品 总物料衡算：
氯苯物料衡算：
五、 塔板数的确定 1.q值的计算 泡点进料：q=1 2.理论板数的确定 2.1最小回流比的求取：
全塔平均相对挥发度的求取；

根据 我们先求取塔顶的相对挥发度：（试差法）
利用安托因公式：
说明：
.的 单位为毫米水银柱 温度的单位为摄氏度 假设温度为100摄氏度：
假设温度为90摄氏度：
假设温度为85摄氏度：
假设温度为82摄氏度：
假设温度为81.7摄氏度：
此时的温度为塔顶的泡点温度；

用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度：
全塔平均相对挥发度为：
相平衡方程为；

解得：
2.2精馏塔的气液相负荷 精馏段液体流量 精馏段气体流量 提馏段液体流量 2.3求操作线方程 精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
相平衡方程：
2.4求理论板数：逐板法（塔顶全凝器）
应用精馏方程：
第一块塔板：
第二块塔板：
第三块塔板：
第四块塔板：
第五块塔板：
依次得到：
应用提馏段方程 此时 即为提留段所需的板数。

所需要的总的理论板数为：18块 2.5板效率 查此温度下的相对挥发度为2左右， =0.737，=0.85 六、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1操作压力计算 塔顶操作压力：P D=101.3+4=105.3Kpa 每层塔板压降：Kpa 进料板压力：PF =105.3+0.7×5=108.8Kpa 精馏段平均压力：PM =(105.3+108.8)/2=107.05Kpa 塔底操作压力：PW＝108.8+0.7×17＝120.7 Kpa 提馏段平均压力：PM`＝(120.7+108.8)/2=114.75 Kpa 2 操作温度计算 依据操作力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。计算结果如下：
塔顶因是泡点温度：81.7 进料板温度：25 塔底温度：tW=137.5 精馏段平均温度：(81.7+25)/2=53.35 提馏段平均温度：Tm`= (25+137.5)/2=81.25 3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 xD=y1=0.986,查平衡曲线0.900 0.98678.11+(1-0.986)112.5=78.591kg/koml 0.90078.11+(1-0.900)112.5=81.594 kg/koml 进料板平均摩尔质量计算 查 XF=0.56 YF=0.870 MVFM=0.87078.11+(1-0.870)112.5=82.58 kg/koml MLFM=0.5678.11+(1-0.56) 112.5=93.087 kg/koml 塔底平均摩尔质量计算 XW=0.00289 MLWM=0.0028978.11+(1-0.00289) 112.5=712.4 kg/koml MVWM=0.01278.11+(1-0.012) 112.5=112.087 kg/koml 精馏段平均摩尔质量 MVM=(78.591+82.58)/2=80.59 kg/koml MLM=(81.594+93.087)/2=87.34 kg/koml 提馏段平均摩尔质量 4平均密度计算 4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，则 精馏段：==3.196 提馏段：＝＝4.01 4.2液相平均密度计算 塔顶液相平均密度的计算 =(814.62+912.82)/2=816.151 提馏段液相平均密度 ＝875.76 5、液体表面张力计算 液相平均张力计算 塔顶液相平均表面张力的计算 81.7查出 氯苯：
=23.56 苯：
21.064 =0.98621.064+0.1423.56=21.099 进料板液相平均表面张力的计算 25查得 =29.92 =28.16 =0.728128.16+0.271829.92=28.635 塔底液相平均表面张力的计算 TW=137查得 ＝14.518 ＝17.635 ＝0.00289614.518+0.99717.635＝17.624 精馏段液相平均表面张力为 =(21.099+28.635)/2=24.867 提馏段液相平均表面张力为 ＝(21.4933+17.624)/2=19.56 4.3液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 塔顶液相平均黏度计算 81.7 进料板液相平均黏度计算 由25查手册得 =0.5997, =0.76175 lg=0.2882lg0.56+0.420lg0.44 =0.0.6238 精馏段液相平均黏度为 =(0.3048+0.6238)/2=0.4643 提馏段液相平均黏度 =（0.3342+0.279）/2=0.3066 七、 精馏塔的塔体的工艺尺寸计算 1．塔径的计算 精馏段的汽、液相体积流率为 ==80.59305.79/36003.196=2.1418 =87.3494.1708/3600875.76=0.0026 由计算 取板间距=0.40m,板上液高度=0.06m -=0.4-0.06=0.34m 查图得 取安全系数为0.7，则空塔气速为 0.8577m/s =1.7614m 按标准塔径圆整为1.8m 2.操作压力计算 塔釜操作压力kp 每层塔板压降 kp 进料板压力 105.3+0.710=112.3kp 提馏段平均压力 (120.7.3+112.3)/2=116.5kp 3. 操作温度计算 依据操作力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。计算结果如下：
塔釜温度137.5 进料板温度25 精馏段平均温度(137.5+25)/2=81.25 4.平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量计算 由 0.1308 0.058443778.11+(1-0.05844)92.13=91.31kg/koml 0.130878.11+(1-0.1308)92.13=90.296 kg/koml 进料板平均摩尔质量计算 =0.3026 =0.5156 =0.515678.11+(1-0.5156)92.13=84.9008 kg/koml =0.302678.11+(1-0.3026) 92.13=87.8876 kg/koml 提馏段平均摩尔质量 =(90.296+84.90)/2=87.598 kg/koml =(91.31+87.8876)/2=89.5985 kg/koml 5.平均密度计算 5.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，则 = 2.4.2液相平均密度计算 塔釜液相平均密度的计算 由查手册得 =775.64 =775.567 = 进料板液相平均密度的计算 25 =794.677 =792.176 进料板液相质量分率 0.302678.11/(0.302678.11+0.673792.13)=0.2689 =1/(0.2689/794.677+0.7311/793.176)=792.84 精馏段液相平均密度 =(775.57+792.84)/2=784.205 5.2液体表面张力计算 液相平均张力计算 塔釜液相平均表面张力的计算 137.5 苯：
=166 氯苯：
18.0 =0.0584416.6+（1-0.05844）18=17.981 进料板液相平均表面张力的计算 25 =0.3026318.9+(1-0.30263)20.0=19.667 提馏段液相平均表面张力为 =(17.918+19.667)/2=18.79 5.3液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 塔釜液相平均黏度计算 137.5 0.24 lg0.05844lg0.24+（1-0.05844）
lg0.24 =0.24 进料板液相平均黏度计算 由98.12查手册得 =0.263,=0.24 lg=0.302635lg0.260+0.697lg0.265 =0. 263 精馏段液相表面张力为 =(0.263+0.24)/2=0.28515 八、 提馏塔的塔体工艺尺寸的计算 1．塔径的计算 提馏段的汽、液相体积流率为 ==2.685 =0.0143 由计算 0.0817 取板间距=0. 5m,板上液高度=0.08m -=0.5-0.08=0.42 查图得 0.0667 1.26 取安全系数为0.7，则空塔气速为 0.88 1.97 按标准塔径圆整为2.0m 塔截面积为 ==3.1415 实际空塔气速为 m/s 2.提馏塔有效高度的计算 （15-1）0.4=5.6m 提馏段有效高度为 =（12-1）0.4=4.4m 在进料板上方开一人孔，在孔进料板（提馏段）下方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度为 5.6+4.4+3*0.8=12.4 九、塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管[1]，采用凹形受液盘。各项计算如下：
1.1堰长 取 1.2溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度由式计算 近似取 取板上清液高度 故 1.3弓形降液管宽度和截面和 由=0.66 查图11.19得 0.0722 0.124 故=0.0722=0.07223.1415=0.22681m =0.1241D=0.1242.0=0.248m 依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即 ==34.8>5s 故设计合理 1.4降液管底隙高度 =0.08m/s =0.0246m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘深度为=50mm 一般都大于50mm 2.塔板布置 塔板分布 因故塔板采用分块块式5块 2.1边缘区宽度确定 取0.08m =0.06m 2.2开孔区面积按式计算，即 其中=1-（0.248+0.08）=0.672 r==1-0.06=0.96m =2.3799 2.3筛孔计算及排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。

筛孔按三角形排列，取孔中心距 筛孔数目为 开孔率为 气体通过阀孔得气速为 十、流体力学验算 1、塔板压降 1.1干板阻力的计算 干板阻力 由，查图可得：
故液柱 1.2气体通过液层的阻力的计算 气体通过液层的阻力 查图得：
故：液柱 1.3液体表面张力的阻力的计算 液柱 气体通过每层塔板的液柱高可按下式计算：
液柱 气体通过每层塔板的压降为：
△ 2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，可忽略不计。

3.液沫夹带 液沫夹带量 故液沫夹带量在允许范围内。

4.漏液 对筛板塔，落叶与气速 = 实际孔速 稳定系数为：
故本设计中无明显漏液。

5.液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从 苯——甲苯物系属一般物系，取，则：
而 板上不设进口堰，计算如下：
液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。

6.塔板负荷 6.1漏液线 由 得：
代入数据得：
在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：
表Ⅰ 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 1.5595 1.570 1.583 1.598 由表Ⅰ数据可作出漏液线1。

6.2液沫夹带线 以，求关系如下：
因为 故：
整理得：
在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算节果列于下表：
表Ⅱ 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 3.9887 3.919 3.829 3.7345 由上述数据即可作出液沫夹带线2。

6.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上岗液层高度作为最小液体负荷标准，由：
取,则：
据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷下限线3。

6.4液相负荷上限线 以作为浆液管中停留时间的下限 由 故：
据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。

6.5液泛线 令 联立得：
忽略的关系式代入上式：
式中：
代入有关数据得：
故：
整理得：
在操作范围内，任取几个值，以上式计算出值，计算结果列于下表：
表Ⅲ 0.0019 0.0024 0.0031 0.0039 4.4692 4.415 4.34 4.265 性能曲线如下图：
在负荷性能图上，作出操作点，连接，即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得：
故操作弹性为：
十一、 附属设备及主要附件的选型和计算 1..在沸气的热量衡算 是由再沸器上升的蒸汽的焓值；

是塔底液的焓值：
饱和蒸汽用量：
再沸器的选型：
选用的过热水蒸气加热，传热是系数 料液温度：
水蒸气：
逆流操作：
2.全凝器热量衡算 冷却水用量为：
冷凝器的选择：
总的传热系数为 本设计取值 进料温度为 冷却水为 逆流操作：
传热面积根据全塔热量衡算：
十二、设计结果列表 序号 项目 符号 单位 数值 1 精馏实际塔板数 N 块 15 提馏实际塔板数 N 块 12 2 精馏板间距 HT m 0.4 提馏板间距 HT m 0.45 3 精馏塔径 D m 1.76 提馏塔径 D m 1.97 4 实际空塔气速 V m/s 0.784 5 提馏塔有效高度 H m 5.6 提馏塔有效高度 H m 4.4 6 精馏溢流形式 / / 单溢流 提馏溢流形式 / / 单溢流 7 精馏降液管形式 / / 弓形 提馏降液管形式 / / 弓形 8 精馏堰长 lW m 1.32 提馏堰长 lW m 1.32 9 精馏堰高 hw m 0.06953 提馏堰高 hw m 0.06953 10 弓形降液管宽度 Wd m 0.02462 11 弓形降液管面积 Af m2 0.2268 12 精馏停留时间 s 34 提馏停留时间 s 16 13 降液管底隙高度 h0 m 0.02462 14 凹形受液盘深度 m 0.050 15 塔板分块 / / 5 16 堰前安定区宽度 WS m 0.08 17 堰后安定区宽度 WS’ m 0.06 18 无效区宽度 WC m 0.06 19 开孔区面积 Aa m2 2.3799 20 阀孔直径 d0 m 0.005 21 孔中心距 t m 0.015 22 阀孔数 n 个 12217.7 23 开孔率 / 10.07% 24 气流同过阀孔的气速 U0 m/s 8.396 26 气体通过液层阻力 m液柱 0.048798 27 液柱表面张力阻力 h m液柱 0.0023 28 液柱高度 hp m液柱 0.076028 29 液沫夹带 ev kg液/kg气 0.014746 30 漏液点气速 U0-min m/s 6.25 31 气体负荷因子 C / 0.772 32 降液层高 Hd m液柱 0.06953 33 液相下限线 LS-min m3/s 0.00056 34 液相上限线 LS-max m3/s 0.00756 35 气相负荷上限 液泛线 36 气相负荷下限 漏液线 37 气相负荷上限 VSmax m3/s 3.6 38 气相负荷下限 VSmin m3/s 1.15 十三、 设计结果与讨论和说明 1、 设计结果自我评价 本化工原理课程设计通过给定的生产操作条件设计苯－氯苯物系的筛板精馏塔。通过设计，初步掌握了精馏塔设计的一般过程，深化了精馏原理的理解，对明年的毕业设计打下了坚实的基础；
通过查资料对塔设备的内外结构都有了进一步的认识。

此次设计的心得有以下几点：
（1）数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。

（2）对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。

（3）对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。

（4）出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。

（5）从设计中可以看出自己的理论知识和专业知识不充足。

十四、 结束语 以上的内容是化工原理的课程设计的所有数据和资料，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。此次设计有很多不足的地方和错误，希望老师给予指出及时改掉错误，同时感谢同组同学在课程设计给予的帮助。

参考文献：
［1］陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋主编 化工原理上册、下册第三版 化学工业出版社 ［2］马沛生 著 中国石化出版社。

［3］ 刘光启、马连湘 化工工艺算图手册 全国图算学培训中心、青岛科技大学组织编写 ［4］化学工程师手册 化学工程师手册编辑委员会 编 机械工业出版社 ［5］化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）
贾绍义 柴诚敬 主编 天津大学出版社 ［6］化工单元过程及设备课程设计 匡国柱 史启才 主编 化学工业出版社 十五、思考题 1．落差？其对塔板性能有何影响？ 答：什么叫液面当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上部件（如泡罩、浮阀等）的局部阻力，需要一定的液位差，则在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。液面落差也是影响板式塔操作特性的重要因素，液面落差将导致气流分布不均，从而造成漏液现象，使塔板的效率下降。因此，在塔板设计中应尽量减小液面落差。

液面落差的大小与塔板结构有关。泡罩塔板结构复杂，液体在板面上流动阻力大，故液面落差较大；
筛板板面结构简单，液面落差较小。除此之外，液面落差还与塔径和液体流量有关，当塔径或流量很大时，也会造成较大的液面落差。为此，对于直径较大的塔，设计中常采用双溢流或阶梯溢流等溢流形式来减小液面落差。

2．塔板效率受哪些因素影响 ？ 答：精馏塔在实际运行中，由于气液相传质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，所以在确定实际塔板数量时，应考虑塔板效率。系统物性、流体力学、操作条件和塔板结构参数等都对塔板效率有影响，目前塔板效率还不能精确地预测。

　　塔板效率一般是根据经验来确定的。常用的经验关联式是基于一些工业装置的数据，分析归纳成为经验式求取塔的效率，适用于一般烃类物系和化学物系的大多数设计。

3.进料状态对过程有何影响,选择不同进料状态时,进料口位置有何不同 ？ 答：（1）低于泡点温度下的汽液进料 这种情况下，提馏段内回流液量L＇包括有：①精馏段内的回流量L；
②原料液流量；
③需将原料液加热到板上温度。

（2）泡点温度下的饱和液体进料 这种情况下，原料液温度与板上液体的温度相近，故原料液全部进入提馏段，与精馏段的回流汇合作为提馏段内回流液。而提馏段上升的蒸汽量不会致冷凝而减小，故两段的上升蒸汽量相等。

（3）气液混合物进料 这种情况下，进料液中液相部分成为L´的一部分，而蒸气部分则成为V的一部分。

（4）露点温度下的饱和蒸气进料 这种情况下，全部进料变为V的一部分，而两段的回流液量不变，即L´=L （5）高于露点温度的过热蒸气进料 这种情况下与冷液进料恰好相反，精馏段内上升蒸气量有：
①提馏段内上升蒸气量V´；

②原料液量F；

③需将进料温度降到板上温度，有一部分自精馏段流下的回流液被气化成为V中的一部分。这样一来，下降到提馏段内的液体量将减少，即L´<L。

4．有人把雾沫夹带说成是液相返混？把漏液说成是液相短路，你认为如何？ 答：上升气流以雾沫的形式带走液体的现象。通常指板式塔中塔板上的液体被上升气体（或蒸气）带往上一块塔板。当气体自下而上穿过塔板上的液层时，液体在气流的作用下生成了雾滴。在气流上升过程中，较大的液滴在重力作用下返回液层，较小的雾沫被气（汽）流带至上层塔板。雾沫夹带造成液体在塔板间的返混，从而使分离效率下降。

　　雾沫夹带的程度,常用雾沫夹带量(每kg气体夹带的液体kg数)或雾沫夹带分率〔雾沫夹带量/（液流量＋雾沫夹带量）〕表示，它主要与气体流速、液气比、气液密度、表面张力、塔板结构、塔板间距，及液层高度等因素有关。物系和塔板结构一定时，板间距对雾沫夹带量影响很大。在设计板式塔时，必须对气速、板间距和板效率三者作综合考虑，将雾沫夹带量控制在规定限度内。

　　在填充塔、喷淋塔等气液传质设备中，液体由塔顶分布器喷出时，所产生微细液滴也会被出口气体带走。这种现象也是雾沫夹带。此时可设置除沫装置以捕集液滴。

5．冷料进料对精馏塔操作有什么影响？ 答：冷进料肯定会造成塔内的温度、压力的变化。对于冷夜进料，提留段内回流液量包括三部分，1精馏段的回流量，2原料液流量，3为将原料液加热到板上温度，必然会有一部分自提馏段上升的蒸汽被冷凝下来，冷凝液也成为回流液的一部分，由于这部分的冷凝故上升到精馏段的蒸汽量比提留段少。