海南大学 课程设计书 系（部、中心） 材料与化工学院 姓 名 刘茜 学 号 专 业 化学工程与工艺 班 级 10级2班 同组人员 王娜 林达 吴小雪 龙哲儒 课程名称 化工原理课程设计 设计题目名称 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 起止时间 2013.05.15---2013.06.10 成 绩 指导教师签名 化工单元设备设计任务书（苯—氯苯精馏装置设计） 一、设计题目试设计一座苯-氯苯连续精馏装置,要求年产纯度为99.5%的氯苯26000吨,塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%,原料液含氯苯35%(以上均为质量百分数)。
二、设计条件（一）精馏塔（1）塔顶压力 4KPa（表）（2）进料热状态 自选(3)回流比 自选(4)塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表）(5)单板压降 ≤0.7KPa（6）全塔效率 ET=54%（7）塔板类型——筛板或浮阀塔板（F1型）（二）换热器——配置于精馏装置中的预热器 冷凝器 冷却器 再沸器等选一设计（1）加热介质——饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质——冷却循环水，进口温度30℃，出温度40℃；（3）换热器允许压降≯Pa；（4）换热器类型——标准型列管式或板式换热器三、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行四、生产厂址海南洋浦工业开发区五、设计内容（一）选择合适的精馏塔（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）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（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讨论。
二）选择合适的换热的（1）确定设计方案——选择换热器类型；流动空间及流速的确定2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论目录第1章 绪 论 1.1 精馏原理 51.2 塔设备概述 51.3 氯苯简介 6第2章 苯-氯苯分离精馏 72.1 工艺流程 72.2设备选型 82.2.1 塔设备的选型 82.2.2 塔板的类型与选择 92.3 操作条件的选择... 10第3章 工艺计算 103.1 全塔的物料衡算 103.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 103.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 103.1.3 原料液及塔顶底产品的摩尔流率 113.2 塔板数的确定 113.2.1 理论板层数NT的求取 113.2.2 实际板层数的求取 133.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 143.3.1 平均压强 143.3.2 平均温度 143.3.3 平均分子量 143.3.4 平均密度 153.3.5 液体的平均表面张力 163.3.6 液体平均粘度计算 17 3.3.7 气、液负相体积流量负荷计算…………………………………………173.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 183.4.1 塔径 193.4.2 精馏塔有效高度 193.5 塔板主要工艺尺寸的计算 203.5.1 溢流装置计算 203.5.2 塔板布置 21 3.5.3 筛孔计算及其排列…………………………………………………………213.6 筛板的流体力学验算 223.6.1 塔板压降 223.6.2 液面落差 233.6.3 液沫夹带 233.6.4 漏液 233.6.5 液泛 233.7 塔板负荷性能图 243.7.1 精馏段塔板负荷性能图 24 3.8 塔附件的设计 293.8.1 接管 293.8.2 裙座 30 3.8.3 塔板负荷性能图…………………………………………………………30 3.8.4 塔总体高度的设计………………………………………………………31第四章 换热器的设计……………………………………………………………………31 4.1 热量衡算………….……………………………………………………………31 4.1.1 原料预热的热量衡算……………………………………………………31 4.1.2 塔顶苯的热量衡算………………………………………………………32 4.1.3 再沸器的热量衡算………………………………………………………32 4.2换热器（冷却器）的计算………………………………………………………33 塔顶苯的设计……………………………………………………………33 估算传热面积……………………………………………………………34 4.2.3 工艺结构尺寸……………………………………………………………34 4.3 换热器核算.……………………………………………………………………35 4.3.1 核算压力降………………………………………………………………35 4.3.2 核算总传热系数…………………………………………………………37 4.5 对换热器设计过程的评述和有关问题的讨论………………………………39致 谢 39参考文献 39第1章 总 论1.1 氯苯简介 氯苯为无色液体，分子式为C6H5Cl。
具有苦杏仁味第一次世界大战期间主要用于生产军用炸药所需的苦味酸1940年以来，大量用于生产滴滴涕(DDT)杀虫剂1960年后，DDT逐渐被高效低残毒的其他农药所取代，氯苯的需求量日趋下降20世纪后期以后，氯苯主要用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂，生产多种其他苯系物的中间体，如硝基氯苯等1.1.1物理性质 分子式：C6H5Cl；分子量：112.56；外观与性状：无色透明液体，具有不愉快的苦杏仁味熔点：-45.2(℃)：相对密度（水=1）：1.10；沸点：132.2（℃)；相对蒸气密度（空气=1）：3.9；饱和蒸气压：1.33(kPa)；临界温度：359.2(℃)临界压力：4.52(MPa)；溶解性：不溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂1.1.2 化学性质 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，生成二苯基化合物易燃，遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险与过氯酸银、二甲亚砜反应剧烈1.1.3 基本用途 染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体橡胶工业用于制造橡胶助剂农药工业用于制造DDT, 涂料工业用于制造油漆。
轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨化工生产中用作溶剂和传热介质分析化学中用作化学试剂1.2 苯简介苯（benzene， C6H6)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，其密度小于水，具有强烈的芳香气味可燃，有毒，为IARC第一类致癌物苯不溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机剂其碳与碳之间的化学键介于单键与双键之间，称大π键，因此同时具有饱和烃取代反应的性质和不饱和烃加成反应的性质苯的性质是易取代，难氧化，难加成苯是一种石油化工基本原料苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环苯分子去掉一个氢以后的结构叫苯基，用Ph表示1.2.1 物理性质 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水轻苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金属无腐蚀性。
苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25℃，含苯91.2%因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出 在10-1500mmHg之间的饱和蒸气压可以根据安托万方程计算 lgP = A － P/(C + t) 参数：A = 6.91210，B = 1214.645，C = 221.205其中，P 单位为 mmHg，t 单位为 ℃1.2.2 化学性质 苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而是一种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性高锰酸钾褪色）1.2.3 基本用途脂肪、树脂和碘等的溶剂测定矿物折射指数有机合成光学纯溶剂高压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，在生产上应用广泛，由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯，本设计为一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯1.3 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。
它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段 精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的1.4 塔设备概述塔设备是化工、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)液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： l 生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛等不正常的流动；l 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率；l 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时易于达到所要求的真空度；l 有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化；l 结构简单，造价低，安装检修方便；l 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求 第2章 苯-氯苯分离精馏2.1 工艺流程连续精馏装置流程如图2-1所示图2-1 连续精馏装置流程图首先，苯和氯苯的原料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，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到露点冷凝成液体，其中部分进入到塔顶产品冷却器中进行进一步冷却，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的另一部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔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2.2设备选型2.2.1 塔设备的选型实现精馏过程的主体设备主要有填料塔和板式塔填料塔属于微分接触型的气液传质设备塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡活喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化填料塔与板式塔的主要区别见表2-1表2-1 填料塔与板式塔的比较填料塔板式塔压降小尺寸填料，压降较大，而大尺寸填料及规整填料，则压降较小较大空塔气速小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料及规整填料则气速可较大较大塔效率传统的填料，效率较低，而新型乱堆及规整填料则塔效率较高较稳定、效率较高液-气比对液体量有一定要求较大持液量较小较大安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料造价新型填料，投资较大大直径时造价较低综合考虑上表各项，板式塔由于比填料塔性能稳定、效率高、安装检修方便及造价低等优点，本设计选用板式塔。
2.2.2 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等其中泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩它的优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产效率及板效率较低筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔筛板的特点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高其缺点是筛孔易堵塞不宜处理易结焦、粘度大的物料浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的其结构特点是在塔板上开有若干阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片它的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发较其他几种塔型的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向常用板式塔的性能比较见表2-2表2-2 板式塔性能的比较塔型与泡罩塔相比的相对气相负荷效率操作弹性85%最大负荷时的单板压降/mm（水柱）与泡罩塔相比的相对价格可靠性泡罩塔1.0良超45～801.0优浮阀塔1.3优超45～600.7良筛板塔1.3优良30～500.7优由表2-2看出，筛板塔在相对气液相负荷、效率、可靠性以及价格方面都较其他两种塔优，因此本设计选用筛板塔，其特点如下：l 结构简单、制造维修方便；l 生产能力大，比浮阀塔还高；l 塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏；l 塔板效率较高，但比浮阀塔稍低；l 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；l 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。
根据介质的性质，本设计选用的是筛板塔2.3 操作条件的选择本设计的题目设计一座苯-氯苯连续精馏装置,即需设计一个连续精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，具体工艺参数如下：处理量：26000吨/年料液组成（含氯苯）：35％产品组成（氯苯纯度）：99.5％塔顶产品组成（含氯苯）：≤2％操作压力：塔顶压强4KPa(表压)进料热状况和回流比自选塔底加热蒸气压力：0.5MPa（表压)单板压降：≤0.7KPa全塔效率： ET=54%塔板类型——筛板生产厂址：海南洋浦工业开发区设备年工作时间：300天（每天24小时连续运行）水电供给：水源充足，供电正常第3章 工艺计算3.1 全塔的物料衡算 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 kg/kmol和112.61kg/kmol 3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 原料液及塔顶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′＝26000t/a＝3611kg/h，全塔物料衡算： F′＝D′＋W′0.35F′＝0.02D′＋0.995W′F′＝10669kg/h F＝10669÷87.49＝121.9kmol/hD′＝7058kg/h D＝7058÷78.59＝4kmol/hW′＝3611kg/h W＝3611÷112.4＝32.13kmol/h3.2 塔板数的确定3.2.1 理论塔板数的求取 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，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依据，，将所得计算结果列表如下： 表-1 相关数据计算温度，（℃）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
绘出t-x-y图（图3-1） 苯-氯苯混合液的t-x-y图（图3-1）2.确定操作的回流比R采用作图法求最小回流比在图-1中对角线上，自点e（0.7281，0.7281）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为ye=0.9350 xe=0.7281故最小回流比为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：3. 求精馏塔的汽、液相负荷: 精馏段：L=RD=0.4930×89.81=44.28kmol/hV=(R+1)D=(0.4930+1)×89.81=134.1kmol/h提馏段：L′==44.28+121.9=166.2kmol/hV′=V=134.1kmol/h4.求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和(0.7281,0)两点的直线5.图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3-2所示苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解（图3-2）求解结果为块（不含釜）其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置3.2.2 实际塔板数（根据老师给的全塔效率=0.54） 实际塔板数（近似取两段效率相同） 精馏段：块，取块 提馏段：块，取块 总塔板数块。
3.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算塔顶：加料板：塔底：精馏段平均压强：提馏段平均压强：3.3.2 平均温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度80℃加料板温度88℃塔底温度131℃精馏段平均温度：℃提馏段平均温度：℃ 平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图） 塔底： ,精馏段：提馏段：T2=109.5℃液相组成：气相组成： 平均密度1.液相平均密度 表3-2 组分的液相密度（kg/m3）温度，（℃）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，℃塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：液相密度 气相密度提馏段：液相密度2. 汽相平均密度3.3.5 液体的平均表面张力附： 表3-3 组分的表面张力（mN/m）温度，（℃）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：由 用试差法计算出该温度下两组分的表面张力为塔顶：；（80℃）进料板：； （88℃） 精馏段： 提馏段的计算方法与此类似，故省略。
3.3.6 液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有： 加料板： 精馏段：3.3.7 气、液负相体积流量负荷计算 精馏段：气相摩尔流率：气相体积流量：气相体积流量：液相回流摩尔流率：液相体积流量：液相体积流量:提馏段：气相摩尔流率：V′=V=134.1kmol/h气相体积流量：气相体积流量：液相回流摩尔流率：L′==44.28+121.9=166.2kmol/h液相体积流量：液相体积流量:3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2. 按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith关联图，见图3-3，得C20=0.07850图3-3 Smith 关联图负荷因子泛点气速：m/s 3.取安全系数为0.7，则空塔气速为 4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速塔截面积为:实际空塔气速为： 精馏塔有效高度 精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一人孔，其高度为800mm故精馏塔的高度为：4.95+2.25+0.8=8m3.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算3.5.1 溢流装置因塔径D=1.2m<2.2m,可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）取 （2）出口堰高对平直堰由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：（满足要求） （3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：，，液体在降液管内的停留时间（满足要求） （4）降液管的底隙高度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，则有：（不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）3.5.2 塔板布置 （1）边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为50~75mm，D >2m时，可达100mm安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取m，m （2）开孔区面积式中：3.5.3 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取故孔心距每层塔板的筛孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的气速3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 塔板压降 (1)由查图5-10得=0.7720 (2)气体通过液层的阻力由下式计算 m/s 查表5-11，得β=0.5750. （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）3.6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3.6.3 液沫夹带式中：=2.5×0.06=0.15m在本设计中液沫夹带量在允许范围中3.6.4 漏液漏液点的气速实际孔速=12.77m/s>筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液3.6.5 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯—氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5而板上不设进口堰，则成立，故在本设计中不会产生液泛现象3.7 塔板负荷性能图3.7.1 精馏段塔板负荷性能图1. 液沫夹带线以气为限，求关系如下 （3-1）式中：将已知数据代入式（7-1） （3-2）在操作范围内，任取几个值，依式（3-2）算出对应的值列于下表：表3-4 精馏段液沫夹带线0.00050.0050.010.0150.023.1382.6812.3382.0511.795由上表数据即可作出液沫夹带线12. 液泛线令 由 联立 得 忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-5。
表3-5 精馏段液泛线数据0.00050.005 0.008 0.01 0.0111.909 1.562 1.211 0.8352 0.5241由上表数据即可作出液泛线23. 液相负荷上限以作为液体在降液管中停留时间的下限，得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线34. 漏液线=6.211m/s （3-3）整理得 （3-4）在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出值，计算结果列于表3-6表3-6 精馏段漏液线数据0.00050.0010.010.0150.020.52480.53530.62950.66300.6916由上表数据即可作出漏液线5. 液相负荷下限线对于平直堰，去堰上液层高度作为最小液体负荷标准取E=1.25则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5根据以上各线方程，可作出精馏段筛板负荷性能图，如图3-4所示 精馏段筛板负荷性能图（图3-4）在图3上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线由图看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。
由图3-6查得＝1.815m3/s ＝0.545m3/s故操作弹性为筛板塔工艺设计结算结果见表表3-7 筛板塔设计计算结果序号项目精馏段1平均温度 tm ℃842平均压力 Pm kPa107.43气相流量 Vs m3/s1.0304液相流量 Ls m3/s0.0012175实际塔板数186塔径 m1.27板间距 m0.458溢流形式单溢流9降液管形式弓形10堰长 m0.7211堰高 m0.0481712板上液层高度 m0.0613堰上液层高度 m0.0118314降液管底隙高度 m0.0211215安定区宽度 m0.07516边缘区宽度 m0.04517开孔区面积 m20.798418筛孔直径 m0.00519筛孔数目409820孔中心距 m0.01521开孔率 ％10.022空塔气速 m/s0.954823筛孔气速 m/s12.7724稳定系数2.05625精馏段每层塔板压降 kPa70026负荷上限液泛控制27负荷下限漏液控制28液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.0111929气相负荷上限 m3/s1.81530气相负荷下限 m3/s0.545031操作弹性3.3003.8 塔附件的设计3.8.1. 接管（1） 进料管进料管的种类很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。
本设计采用直管进料管采取如下公式计算：D=，本设计取=0.8,(kg/m3） 根据常用管道查表应选取2）回流管,本设计取,则 根据常用管道查表应选取3） 塔釜出料管^(-4)m/s,本设计取则：=37.34mm根据常用管道查表应选取4) 塔顶蒸气出料管采用直管出料管,常压操作时，出料管内气体的适宜速度为：12-20m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取5) 塔釜进气管采用直管进气管,常压操作时，进气管内气体的适宜速度为：12-20m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取3.8.2 裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处生产的局部阻力小，所以它是塔设备主要的支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形由于裙座内径大于800mm，所以裙座壁厚取16mm基础环内经：基础环外经： 圆整：1600mm,；基础环系厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m3.8.3 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人空处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般三每隔6-8块板取一人孔。
本设计共18块板需设三个人孔，每个孔直径为450mm，设置人孔处，孔板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆3.8.4 塔总体高度的设计 （1）塔顶空间高度的计算塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取为（1.4-2.0）如果塔体安装了除沫器，则应根据除沫器的安装要求确定塔顶空间本设计没有安装除沫器，则选=2=900mm=0.9m （2）塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距其值由如下因素决定：l 塔底储液空间依储存液量停留3~8min（易结焦物料可缩短停留时间）而定；l 再沸器的安装方式及安装高度；l 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m的间距取储存液量停留时间t=5min则塔底空间高度 m 取=1.8m3)塔体高度总结通过这次对精馏塔的设计，我们才发现要想得到比较理想的结果，回流比的确定特别关键，回流比是表征精馏操作的一个重要控制参数，回流比的数值的大小影响着精馏操作的分离效果与能耗第四章 换热器的设计4.1热量衡算原料预热的热量衡算 原料从25℃预热至88℃，温度变化为：在定性温度:下， 查得苯的比热为: kj/(kg·℃） 查得氯苯的比热为: kj/(kg·℃） 混合比热为： (kg·℃） 理论上所需的热量为：考虑到热量损失， 根据经验取Q= 1.2Q总1=1.2×1.119×106=1.3428×106kJ/h塔顶苯的热量衡算考虑到塔顶氯苯极少，则按纯苯计算1.冷凝阶段 查表得苯的潜热为： =393.9kJ/kg 苯的相对分子质量： 则塔顶苯蒸气冷凝放出的热量为： 2.冷却阶段液体苯从80℃冷却至50℃，温度变化为 按定性温度为时，查得苯的比热为所以冷却放出的热量为： 4.1.3 再沸器的热量衡算因为釜底苯含量极少，几乎全为氯苯，所以按纯氯苯计算氯苯的潜热 放出的热量为考虑到热量损失 取表3-8 热量计算汇总表热负荷 单位项 目KJ/hW预 热塔顶冷凝 塔顶冷却 再沸器 4.2换热器（冷却器）的计算 换热器选用固定管板式换热器，规格。
由于冷却水容易结垢，为了方便水垢容易清洗，冷却水走管程，苯走壳程塔顶苯的设计确定物性数据（1）苯在定性温度下的物性数据 密度： 定压比热容： 导热系数： 黏度； s水在定性温度下的物性数据密度： 定压比热容： 导热系数： 黏度： （2.）热负荷计算忽略热损失，冷却水用量计算平均温度差 苯 80 50 冷却水 40 30 40 20计算 R ，P查得，因为＞0.8，选用单壳程可行估算传热面积参照化工原理上册附录 取，则工艺结构尺寸由于两流体温度差小于50℃，选用固定管板式换热器由固定管板式换热 器的系列标准，初选换热器型号为G325II—1.6—9.1主要参数如下：外壳直径 325mm 公称压力1.6Mpa 公称面积9.1管子尺寸 管子数 40 管长 3000mm管中心距 32mm 管程数 2 管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0031实际交换面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为W/(·℃) 4.3 换热器核算 4.3.1 核算压力降 1.管程压力降 管程流速 对于碳钢管，取管壁粗糙度 由 关系图 ，查得 所以管程压力降符合要求2. 壳程压力降 管子为正三角形排列，F=0.5 取 取折流挡板间距z=0.10m 壳程流通面积 壳程流速所以 所以壳程压力降也符合满足设计条件核算总传热系数 1.管程对流传热系数2.壳程对流传热系数（Kern法）管子为正三角形排列，则壳程中苯被冷却，取3.污垢热阻 参考化工原理上册附录十三，管内、管外的污垢热阻分别取 4.总传热系数K 管壁热阻可忽略时，总传热系数K为 =527.5W/()所以选择的换热器是合适的，安全系数为所以 设计结果为：选用固定管板式换热器，型号G325II—1.6—9.14.5对换热器设计过程的评述和有关问题的讨论在换热器设计过程中，首先要确定物性数据，计算热负荷。
再取一个适当的K值，根据热负荷，算出传热面积根据传热面积初选换热器型号，根据换热器的基本参数，算出条件下要求的总传热系数接下来核算压力降，若不大于Pa，则认为压力降能满足设计条件最后核算总传热系数，若核算的总传热系数比要求的传热系数大，则基本认为选用的换热器合格本次设计中，初选的换热器安全系数为所以本次设计是符合要求的总结在我本次设计中，由于选了不恰当的K值，估算的面积有比较大的差别，所以选取的合适换热器不同，从而导致计算量增大而选取的换热器要符合设计要求，所以选取合适的K值很重要致谢通过这次化工设计，让我们初次接触了化工的设计过程本次设计对我们专业知识的综合能力要求很高从设计过程中更加深了我们对已学知识的巩固整个设计过程不仅仅是一个人的努力，而是一个小组的付出在此，要感谢小组成员所做出的努力以及老师的谆谆指导，特别要感谢的是张德拉老师、李进老师一直的大力支持、鼓励与帮助，同时也要感谢其他老师到目前为止传授给我们那么丰富的知识，此外还要感谢海南大学图书馆给我们提供了大量的参考文献，让我们得以顺利完成本次化工设计的任务通过本次设计，我们学会如何尝试综合应用所学过的知识和如何获取所需要的资料，希望这次的设计能够更好地引导我们学习新的知识，不断地完善知识面，并努力克服上述不足之处。
参考文献[1]贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002[2]郑旭煦，李然主编.化工原理 下册 .武汉：华中科技大学出版社，2009[3]刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册 有机卷.北京：化学工业出版社，工业装备与信息工程出版中心，2002[4] 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册 无机卷.北京：化学工业出版社，工业装备与信息工程出版中心，2002[5]柴诚敬.化工原理 上册.北京：高等教育出版社,2005[6]王烈科，杨强生.板式换热器中蒸气凝结换热特性.上海交通大学学报第32卷第四期1998年4月[7]伍钦，梁坤.板式精馏塔设计.北京：化学工业出版社，2010[8] 中国石化集团上海工程有限公司等.化工工艺设计手册第四版 下册. 北京：化学工业出版社，2009[9]魏兆灿，李宽宏.化工设备设计全书塔设备设计.上海：上海科学技术出版社，1988[10] 杨崇麟.板式换热器工程设计手册.北京：机械工业出版社，1995。