(一）产品与设计方案简介
1.产品性质、质量指标和用途
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．在体有积累性，逐渐损害肝、肾和
2910mg／kg，空其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD
50
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。与氯酸银反应剧烈
质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数）
产品用途：作为有机合成的重要原料
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。由于所涉浓度围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：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（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。
（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工艺流程草图及说明
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泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态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。
(二) 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M A = 78.11 kmol kg / 氯苯的摩尔质量M B =112.56 kmol kg /
6378.011
.78/55.056.112/45.011
.78/55.0=+=
F x
9860.011
.78/98.056.112/02.011
.78/98.0=+=D x
0029.011
.78/002.056.112/998.011
.78/002.0=+=w x
2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
kmol kg M F /59.9056.112*)6378.01(11.78*6378.0=-+= kmol kg M D /59.7856.112*)9860.01(11.78*9860.0=-+=
kmol kg M W /46.11256.112*)0029.01(11.78*0029.0=-+=
3.物料衡算
氯苯产量 h kmol W /85.3046
.112*24*3001000
*25000==
总物料衡算 85.30+=D F
苯物料衡算 0029.0*85.309860.0*6378.0*+=D F 联立解得 h kmol D /25.56=
h kmol F /10.87=
（三）塔板数的确定
1．理论塔板数T N 的求取
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 ~
①由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表
00B A B P P P P x --= x P
P y A
= 00)1()1(B A P P y x x y =--=α 苯-氯苯气液平衡数据 本题中，塔压力接近常压（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求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数
将1.表中数据作图得y x ~曲线（如图1）及y x t ~-曲线（如图2）。在y
x ~
图上，因1=q ，查得8946.0=q y ，而6378.0==F q x x ，9860.0=D x 。故有：
3559.06378
.08946.08946
.09860.0=--=
--=
q
q q 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1.85倍，即：6585.03559.085.185.1=?==m R R ③求精馏塔气、液相负荷
L=RD=0.6585×56.25=37.04kmol/h
V=(R+1)D=(0.6585+1) ×56.25=93.29kmol/h L ’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V ’=V=93.29 kmol/h ④求操作线方程
精馏段操作线：595.0397.01
1+=+++=
x R x x R R
y D 提馏段操作线为过()0029.0,0029.0和()8479.0,6378.0两点的直线。 ⑤图解法求理论塔板数
如图1所示，求解结果为
总理论板层数 N T =11.0（包括再沸器） 进料板位置 N F =4
图1 图解法求理论板层数
图2 苯-氯苯物系温度组成图
2．实际塔板数的求取
（1）全塔效率
塔的平均温度(83.9131.5)/2107.7m t =+=℃
平均温度下的气液组成 0.300m x = 0.656m y = 苯与氯苯的粘度分别为 0.238A u mpa s = 0.256B u mpa s = 平均粘度为 0.3000.2380.6560.2560.239m u mpa s =?+?= 塔板效率为 0.170.616lg 0.170.616lg 0.2390.553T m E u =-=-?= （2）实际板层数的求取 N 精=3/0.553=5.42≈6 N 提=8/0.553=14.47≈15 N p =6+15=21
(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1、操作压力的计算
塔顶操作压力 p D =101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降 Δp=0.7kpa
进料板压力 p F =105.08+0.7×6=109.28kpa 塔底压力 p W =105.08+0.7×21=119.78kpa
精馏段平均压力 p m =1/2×（105.08+109.28）=107.18kpa 提馏段平均压力 p m ‘=1/2×（109.28+119.78）=114.53kpa
2、操作温度计算
由t-x-y 图得，塔顶温度t D =83.5℃，进料板温度t F =91.7℃，塔底温度t W =131.1℃。精馏段平均温度t m =1/2×（83.9+91.7）=87.6℃，提馏段平均温度t m ‘=1/2×（131.1+91.7）=111.4℃。
3、平均摩尔质量的计算
塔顶x D =y 1=0.9860，查图1得x 1=0.9353。同理，加料板x F =0.6188，y F =0.8818；塔底x W =0.0017，y W =0.0067。
M VDm =0.9860×78.11+(1-0.9860) ×112.56=78.59kg/kmol M LDm =0.9353×78.11+(1-0.9353) ×112.56=79.65kg/kmol M VFm =0.8818×78.11+(1-0.8818) ×112.56=82.18kg/kmol M LFm =0.6188×78.11+(1-0.6188) ×112.56=91.24kg/kmol M VWm =0.0067×78.11+(1-0.0067) ×112.56=112.33kg/kmol M LWm =0.0017×78.11+(1-0.0017) ×112.56=112.50kg/kmol 精馏段平均摩尔质量
M Vm =1/2×(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol M Lm =1/2×(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量
M ‘Vm =1/2×(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol M ‘Lm =1/2×(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol
4、平均密度的计算
（1）气相平均密度 3107.8880.39 2.89/8.314(87.6273.15)
m Vm Vm m
p M kg m RT ρ?=
=
=?+
3'''
'
115.2397.26 3.50/8.314(111.4273.15)
Vm
Vm m m p M kg m RT ρ?=
=
=?+
（2）液相平均密度
液相平均密度依下式计算，即i a i Lm ρρ//1∑=（a 为质量分率） 塔顶温度t D =83.5℃,此温度下ρA =812.41kg/m 3, ρB =1033.79kg/m 3
0.9860*78.11
0.980.9860*78.110.0140*112.56
A α==+
1
0.98
0.02
812.411033.79
A
B
LDm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρLDm =815.90kg/m 3。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下ρA =803.62kg/m 3, ρB =1025.56kg/m 3
0.6188*78.11
0.530.6188*78.110.3812*112.56
A α==+
1
0.530.47803.62
1025.56
A
B
LFm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρFDm =894.61kg/m 3。
塔底温度t W =131.1℃,此温度下ρA =755.91kg/m 3, ρB =980.90kg/m 3
1
0.00290.9971755.91
980.90
A
B
LWm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρLWm =980.06kg/m 3。
所以 ρLm =1/2×(815.90+894.61)=855.26 kg/m 3
ρ’Lm =1/2×(980.06+894.61)=937.34 kg/m 3
5、液体的表面力
塔顶温度t D =83.5℃,此温度下σA =20.7dyn/cm, σB =25.8dyn/cm σLDm =0.9860×20.7+（1-0.9860）×25.8=20.8 dyn/cm 。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下σA =19.8dyn/cm, σB =24.9dyn/cm σLFm =0.6188×19.8+（1-0.6188）×24.9=21.7 dyn/cm 。
塔底温度t W =131.5℃,此温度下σA =15.3dyn/cm, σB =20.4dyn/cm σLWm =0.0029×15.1+（1-0.0029）×20.4=20.3 dyn/cm 。 所以 σLm =1/2×(20.8+21.7)=21.3dyn/cm σ’Lm =1/2×(20.4+21.7)=21.1dyn/cm
6、液体平均黏度的计算
塔顶温度t D =83.5℃,此温度下μA =0.297mpa ·s ，μB =0.301mpa ·s
lg 0.9860lg 0.297(10.9860)lg 0.301LDm μ=?+-?,解得μLDm =0.297 mpa ·s 。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下μA =0.275mpa ·s ，μB =0.282mpa ·s
lg 0.6188lg 0.275(10.6188)lg 0.282LFm μ=?+-?,解得μLFm =0.280 mpa ·s 。
塔底温度t W =131.1℃,此温度下μA =0.197mpa ·s ，μB =0.202mpa ·s
lg 0.0029lg 0.197(10.0029)lg 0.202LWm μ=?+-?,解得μLDm =0.202 mpa ·s 。
所以 μLm =1/2×(0.297+0.280)=0.289mpa ·s μ’Lm =1/2×(0.202+0.280)=0.241 mpa ·s
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1、塔径的计算
（1）精馏段的气、液相体积流率分别为
393.2980.390.721/36003600 2.89
Vm s Vm
VM V m s ρ?=
=
=?
3337.0485.45 1.0310/36003600855.26
Lm s Lm
LM L m s ρ-?=
=
=??
31/21/2
1.0310855.26()()0.02460.721
2.89
h Lm h Vm L V ρρ-?=?=，取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m 。故H T -h L =0.40-0.06=0.34m 。查文献[1]中图5-1得，C 20=0.073。
0.20.2
2021.2()0.073()0.07420
20
Lm C C σ==?=
max 0.074 1.269/m s μ=== 取安全系数0.8，则空塔气速u=0.8u max =0.8×1.269=1.015m/s 。
0.951D m =
=
=，圆整后取D=1.0m 。
塔截面积为 2221.00.7854
4
T A D m π
π
=
=
=
实际空塔气速 u=0.721/0.785=0.918m/s 。
（2）提馏段的气、液相体积流率分别为
3''
'
'
93.2997.260.720/36003600 3.50
Vm Vm
s V M V m s ρ?=
=
=?
3'''
3'124.14101.87 3.75610/36003600935.20
Lm s Lm
LM L m s ρ-?=
=
=??
31/21/2
3.75610937.34()()0.08530.720 3.50
h Lm h Vm L V ρρ-?=?=，取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m 。故H T -h L =0.40-0.06=0.34m 。查文献[1]中图5-1得，C 20=0.068。
0.20.220'
21.0(
)0.068(
)0.06920
20
Lm
C C σ==?=
max 0.069 1.126/m s μ=== 取安全系数0.8，则空塔气速u=0.8u max =0.8×1.126=0.901m/s 。
'
1.008D m =
=
=，圆整后取D ‘
=1.0m 。 塔截面积为 '2221.00.7854
4
T A D m π
π
=
=
=
实际空塔气速 u=0.720/0.785=0.917m/s 。
2、精馏塔的有效高度的计算
z 精=（N 精-1）H T =（6-1）×0.40=2.0m z 提=（N 提-1）H T =（15-1）×0.40=5.6m
在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m ，故有效高度应为
=++(0.80.4)3 2.0 5.6 1.28.8Z Z Z m -?=++=有效提精
全塔的实际高度
取进料板板间距为0.8m ，人孔处板间距为0.8m ，塔底空间高度为2.5m ，塔顶空间高度为0.8m ，封头高度为0.5m ，裙座高度为2.0m ，则全塔高为 12(1)F P T F F P P D B H n n n H n H n H H H H H =---++++++ (21131)0.40.830.80.8 2.50.5 2.0=---?++?++++ 15.4m =
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置的计算
因D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1）堰长l w
取 l w =0.66D=0.66×1.0=0.66m 。 （2）溢流堰高度h w 精馏段堰上液层高度
32/3
2/32.84 2.84 1.03103600
()
1(
)0.00961000
1000
0.66
h ow w
L h E m l -??=
=
??=
提馏段堰上液层高度
32/3
2/3''
2.84 2.84
3.756103600
(
)
1(
)0.02271000
1000
0.66
h ow w
L h E m l -??=
=
??=
取0.06L h m =，则 精馏段h w =h L -h ow =0.06-0.0096=0.0504m 提馏段h ‘w =h L -h ‘ow =0.06-0.0227=0.0373m 因此，上下两段均取0.044W h m =。
（3）弓形降液管宽度W d 和截面积A f
由l w /D=0.66，查文献[1]图5-7得A f /A T =0.0722,W d /D=0.125。故 A f =0.0722A T =0.0722×0.785=0.0567m 2 W d =0.125D=0.125×1.0=0.125m 。
塔的相对操作面积为（1-2×0.0722）×100%=85.6%
依文献[1]式5-9验算液体在降液管中的停留时间。对于精馏段有
3
360036000.05670.4022.0251.03103600
f T
h
A H s s L θ-??=
=
=>??，合理。
对于提馏段有
3
'360036000.05670.40 6.0453.756103600
f T
h
A H s s L θ-??=
=
=>??，合理。
（4）降液管底隙高度h 0
精馏段u 0’=0.09m/s ，提馏段u 0’=0.20m/s ，则
30'
1.03100.02336000.660.09
h
w L h m l u -?=
=
=?，03'
'
'
3.756100.02936000.660.20
w L h m l u -?=
=
=?。
因此，上下两段均取00.030h m =。
00.0440.0300.0140.006W h h m m -=-=>
故降液管底隙设计合理。
选用凹形受液盘，深度0.05W
h m '=。 2、塔板布置
采用F1型浮阀，重量为33g(重阀)，孔径为39mm ，阀片直径48mm,阀片厚度
2mm ，最大开度8.5mm ，静止开度2.5mm 。
① 阀孔临界速度
精馏段 0.5480.548
0172.8
72.8[](
)(
) 5.86/2.89
Kp Vm
u m s ρ=== 提馏段 0.5480.548
0272.872.8[](
)() 5.28/3.50
Kp Vm u m s ρ===' 上下两段相应的阀孔动能因子为
010[] 5.869.96Kp F u ===
020[] 5.289.88Kp F u === 均属正常操作围。
② 开孔率
100%u
u φ=
? 式中：u 为适宜的空塔气速，0u 为阀孔速度。 精馏段 1101 1.015100%100%17.3%5.86u u φ=
?=?= 提馏段 22020.901100%100%17.1%5.28
u u φ=
?=?=
为了塔板加工方便，上下两分段开孔率均采用17.5%φ=，由此求得上
下两端的阀孔速度和相应的动能因子为：
01
5.80/u m s '= 019.86F '= 02
5.15/u m s '= 029.63F '= ③ 阀孔总面积
200.7850.1750.137T A A m φ==?= ④ 浮阀总数 0022
0440.137
1153.140.039
A N d π?=
==? ⑤ 塔板上布置浮阀的有效操作面积
已知0.125d W m =，取破沫区宽度0.07s W m =，边缘区宽度0.04c W m =，则
1.0()(0.1250.07)0.30522d s D x W W m =
-+=-+= 1.00.040.4622
c D r W m =-=-=
有效操作面积
22(arcsin )180a x
A r r
π=
23.140.305
2(0.3050.46arcsin )
1800.46
=???20.517m =
有效操作面积率 22
440.517
100%100%65.8%3.14 1.0
a A D επ?=
?=?=? ⑥ 浮阀的排列
浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为t ，
与此相应
每排浮阀中心线之间的距离0.075t m '=，则
0/0.517/115
0.05990.075
a A N t m t ==='
取t=0.060m 。
(七)筛板的流体力学验算
1、塔板压降
p c l h h h h σ=++
（1）干板阻力h c
精馏段
01 5.872/c u m s === 0101c u u <，则 0.1750.17501
119.0 5.8019.0
0.030855.26
c Lm
u h m ρ?===液柱
提馏段
02 5.287/c u m s === 0202c u u >，则 0.1750.175
02219.0 5.287
19.00.028937.34
c c Lm u h m ρ?==='液柱
（2）气体通过液层的阻力h 1
取充气系数00.4ε=，则 00.40.060.024l L h h m ε==?=液柱 （3）液体表面力阻力h σ （此阻力很小，忽略不计）
气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算：
110.0300.0240.054p c l h h h m =+=+=液柱 220.0280.0240.052p c l h h h m =+=+=液柱
气体通过每层塔板的压降为
110.054855.269.81453.07700p p Lm p h g Pa Pa ρ?==??=< 220.052937.349.81478.16700p p Lm
p h g Pa Pa ρ'?==??=< 上下两段单板压降均符合设计任务要求。
2、液沫夹带
100%F b
=
泛点率
100%F T
=
泛点率
板上液体流经长度 2 1.020.1250.750L d Z D W m =-=-?= 板上液流面积 20.78520.05670.672b T f A A A m =-=-?= 苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数 10.116F C = 20.119F C = (1)精馏段
1100%F b
=
精泛点率
100%=
55.2%=
1100%100%59.1%F T
=
=
=精泛点率
精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()V e kg kg <液气的要求。 (2)提馏段
1100%F b
=
精泛点率
100%=
59.9%=
1100%100%60.5%
F T
=
=
=精泛点率
精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()V e kg kg <液气的要
求。
3、液泛
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()d T W H H h φ≤+, 而d p L d H h h h =++
（1） 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度
精馏段 10.054p h m =液柱 提馏段 20.052p h m =液柱 （2） 液体通过降液管的压头损失
精馏段 322
110 1.03100.153()0.153()0.000410.660.030S d W L h m l h -?==?=?液柱
提馏段 322
220 3.756100.153()0.153()0.005510.660.030S d W L h m l h -?==?=?液柱
（3） 板上液层高度
精馏段和提馏段皆为0.06L h m =
因此，取0.7φ=，降液管中清液层高度如下：
精馏段 1110.0540.060.000410.114d p L d H h h h m =++=++= 1()0.7(0.40.044)0.3108T W d H h H φ+=?+=> 提馏段 2220.0520.060.005150.1172d p L d H h h h m =++=++= 2()0.7(0.40.044)0.3108T W d H h H φ+=?+=> 可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。
(八)塔板负荷性能图
1、漏液线
精馏段:
1,min 22300
0.0391150.404/4
4
s V d N m s ππ
=??=
=
提馏段：2,min
'
22300
0.0391150.367/4
4
s V d N m s π
π
=
??=
= 2、雾沫夹带线
泛点率
100%F b
按泛点率为80%计算
精馏段：
100%80%0.1160.672
=??
整理得： 1.07217.64s s
V L =-
精馏段： 100%80%0.1190.672
=??
整理得： 1.02116.71s s V L =-
在操作围任取两个Ls ，计算出Vs 的值列于表2中
3、液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006m 作为最小液相负荷标准。 2/336002.84()0.006
1000
s
ow w
L h E l ==
取E=1，则
3/23,min 0.0061000
0.66(
)0.00056/2.84
3600
s L m s ?=?
=
据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。
4、液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限。 5f T s
A H L θ=
=
故 3,min 0.05670.40
0.00454/5
s L m s ?=
=
据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限4。
5、液泛线
()T W p L d H h h h h φ+=++
222/3
00036002.84() 5.340.153()(1)[()]21000v s s T W w L w w
u L l H h h E g l h l ρφερ+=++++
02004s
V u d N π=
（1） 精馏段
2
22
2/3
42.89(
)
0.7850.0391150.7(0.40.044) 5.340.153()855.2629.810.660.03036002.84(10.4)[0.044()]
10000.66
s s s V L L π???+=+???+++
整理得：s V
（2） 提馏段
2
22
2/3
43.50(
)0.7850.0391150.7(0.40.044) 5.340.153()937.3429.810.660.03036002.84(10.4)[0.044()]
10000.66
s
s s V L L π???+=+???+++
整理得：s V 在操作围，任取几个L s 值，依上式计算出V s ，计算结果列于表3中
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图4所示。 在负荷性能图上，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。
6、操作弹性
操作条件下
精馏段 1
1111
1
1
93.2980.39855.26701
37.0485.45 2.89
v s v L s L VM V D VM L ρρ??====??
提馏段 '
2
21
2'2
2
2
124.1497.26937.34
34093.29101.87 3.50
v s v L s L V M V D V M L ρρ??==
=
=??
在精馏段负荷性能图，即图3中，精馏段气相负荷上限3max ( 1.043)/s V m s =，
气相负荷下限3min (0.406)/s V m s =。操作弹性：
,max ,min
1.043
2.570.406
s s V V =
=。
在提馏段负荷性能图，即图4中，提馏段气相负荷上限3max (0.870)/s V m s =，气相负荷下线 3min (0.404)/s V m s
=
操作弹性：
,max ,min
0.870 2.150.404
s s V V ==。
图3 精馏段塔板负荷性能图
图4 提馏段塔板负荷性能图
(九)精馏塔接管尺寸计算
1、进料管
387.1091.248.884/894.61
LFm
s LFm
FM V m h ρ?=
=
=，取u=2.0m/s ，则
39.64R d mm
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ45×3.0。
2、塔釜出料管
330.85112.50
3.541/980.06
LWm
s LWm
WM V m h ρ?=
=
=，取u=0.7m/s ，则
42.30R d mm
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ48×4.0。
3、塔顶上升蒸汽管
393.2978.59
2536.9/2.89
VDm
s VDm
VM V m h ρ?=
=
=，取u=15m/s ，则
244.6R d mm
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ273×8.0。
4、塔底蒸汽进口管
3'93.29112.33
2994.1/3.50VWm
s VWm
V M V m h ρ?=
=
=，取u=15m/s ，则
265.7R d mm
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ273×7.0。
5、塔顶回流液管
337.0479.65 3.616/815.90
LDm
s LDm
LM V m h ρ?=
=
=，取u=0.4m/s ，则
56.54R d mm
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ76×6.0。
(十)塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型
1、塔顶全凝器
塔顶温度t D =83℃,苯的气化潜热r=30778kJ/kmol 。热损失5%，故热负荷为
693.2930778 3.0210/15%
15%
Vr Q kJ h ?=
=
=?--=839.56kW
总传热系数K=1000W/(m 2·℃)。冷却水32℃进，38℃出，泡点回流，故
2112
3832
47.98332ln
ln 8338o m D D t t t C t t t t --?=
==----。 换热面积为 2839.56100017.51100047.9
Q S m K T
?=
=
=??，取S=19.7m 2
根据GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器 (DN φ400×2000)，实际
换热面积 S=19.7m 2 冷凝水用量衡算 653.0210 1.21104.1766
/p Q W C kg h t
?=
=
=????
2、再沸器(E-105立式虹吸式)
立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短
蒸发量V ’=93.29kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化热
kmol kJ kmol kcal r /354502389
.08469
/8469===
热损失按5%计算 693.2935450
3.48110/967.0015%0.95
V r Q kJ h kw '?===?=-
m t ?=158.7-131.5=27.2℃ 总传热系数k 取600W/m 2℃ 2
967.001000
59.2560027.2m Q S m K t ?=
==??
S 取262.2S m ≈
查<化工设计手册>，得型号（DN φ450?4500）。
(十一)设计结果一览表
附表1 物料衡算计算结果
序号 项目 数值
1 原料液流量F ，kmol/h 87.10
2 气相产品流量D ，kmol/h 56.25
3 液相产品流量W,kmol/h 30.85
4 原料液摩尔分数x F 0.6378
5 气相产品摩尔分数x D 0.9860 6
液相产品摩尔分数x W 0.0029
附表2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果