苯-氯苯设计

化工原理课程设计

——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

工艺计算书

目 录

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 ........................ 2

一．设计题目 .................................................... 2

二．操作条件 .................................................... 2 三．塔板类型 .................................................... 2 四．工作日 ...................................................... 2 五．厂址 ........................................................ 2 六．设计内容 .................................................... 2 七．设计基础数据 ................................................ 3

符号说明 ................................................. 4 设计方案 ................................................. 7

一．设计方案的思考 .............................................. 7 二．设计方案的特点 .............................................. 7 三．工艺流程 .................................................... 7

苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书 ............................ 7

一．设计方案的确定及工艺流程的说明 .............................. 8 二．全塔的物料衡算 .............................................. 8 三．塔板数的确定 ................................................ 9 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 ................. 12 五．精馏段的汽液负荷计算 ....................................... 15 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................. 15 七．塔板负荷性能图 ............................................. 20 八．附属设备的的计算及选型 ..................................... 23

筛板塔设计计算结果 ...................................... 33 设计评述 ................................................ 34

一．设计原则确定 ............................................... 34 二．操作条件的确定 ............................................. 34

设计感想 ................................................ 36

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苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 一．设计题目

设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t，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%）。 二．操作条件

1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选；

4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)； 5.单板压降不大于0.7kPa； 三．塔板类型

筛板或浮阀塔板（F1型）。 四．工作日

每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．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计算； 5.塔板主要工艺尺寸的计算；

2

6.塔板的流体力学验算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图；

11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 七．设计基础数据

苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据

温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 131.8 pi×苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 0.133-1k氯苯 148 205 293 400 543 719 760 Pa 其他物性数据可查有关手册。

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符号说明：

a ——填料的有效比表面积，㎡/m3 at——填料的总比表面积，㎡/m3 aw——填料的润湿比表面积，㎡/m3 Aa——塔板开孔区面积，m2 Af——降液管截面积，m2 A0——筛孔总面积，m2 At——塔截面积，m2

c0——流量系数，无因次

C——计算umax时的负荷系数，m/s d ——填料直径，m d0——筛孔直径，m D ——塔径，m

D2L——液体扩散系数，m/s D2V——气体扩散系数，m/s

ev——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E——液流收缩系数，无因次 ET——总板效率，无因次

F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2) F0——筛孔气相动能因子， g——重力加速度，9.81m/s2 h——填料层分段高度，m HETP关联式常数

h1——进口堰与降液管间的水平距离，m hc——与干板压降相当的液柱高度，m液柱

hd——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m hf——塔板上鼓泡层高度，m

hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 hL——板上清液层高度，m

hmax——允许的最大填料层高度，m h0——降液管的低隙高度，m hOW——堰上液层高度，m hW——出口堰高度，m h’W——进口堰高度，m

hδ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱H——板式塔高度，m

溶解系数，kmol/(m3·kPa) HB——塔底空间高度，m

Hd——降液管内清液层高度，m HD——塔顶空间高度，m HF——进料板处塔板间距，m HOG——气相总传质单元高度，m

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HP——人孔处塔板间距，m HT——塔板间距，m H1——封头高度， H2——裙座高度， HETP——等板高度，m

kG——气膜吸收系数，kmol/（m2•h•kPa） kL——液膜吸收系数，m/h K——稳定系数，无因次

KG——气膜吸收系数kmol/（m2•h•kPa） lW——堰长，m

Lh——液体体积流量，m3/h

L3

s——液体体积流量，m/h Lw——润湿速率，m3/（m•h） m——相平衡常数，无因次 n——筛孔数目

NOG——气相总传质单元数， NT——理论板层数 P——操作压力，Pa △P——压力降，Pa

△PP——气体通过每层筛板的压降，Pa r——鼓泡区半径，m u——空塔气速，m/s uF——泛点气速，m/s

u0——气体通过筛孔的速度，m/s u0，min——漏液点气速，m/s

u’0——液体通过降液管底隙的速度，m/s U——液体喷淋密度，m3/（m2•h） UL——液体质量通量，㎏/（m2•h）

Umin——最小液体喷淋密度，m3/（m2•h） Uv——气体质量通量，㎏/（m2•h） V3h——气体体积流量，m/h Vs——气体体积流量，m3/h wL——液体质量流量，㎏/h wV——气体质量流量，㎏/h Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管宽度，m x——液相摩尔分数 X——液相摩尔比 y——气相摩尔分数 Y——气体摩尔比 Z——填料层高度 ，m β——充气系数，无因次； δ——筛板厚度，m

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ε——空隙率，无因次

θ——液体在降液管内停留时间，s μ——粘度，Pa•s ρ——密度，kg/m3 ζ——表面张力，N/m

φ——开孔率或孔流系数，无因次 Φ——填料因子，l/m

ψ——液体密度校正系数，无因次 下标

max——最大的 min——最小的 L——液相 V——气相

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设计方案 一．设计方案的思考

通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。 二．设计方案的特点

浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬

浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合 塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。 三．工艺流程

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

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苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书

一．设计方案的确定及工艺流程的说明

本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 二．全塔的物料衡算

（一）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。

62/78.110.702

62/78.1138/112.6198/78.11xD0.986

98/78.112/112.610.2/78.11xW0.00288

0.2/78.1199.8/112.61（二）平均摩尔质量

xFMF ＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmol

MD78.110.98610.986112.6178.59kg/kmol

112.61112.5kg/kmol MW78.110.0028810.00288（三）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′＝50000t/a＝6944.4kg/h，全塔物料衡算：

F′＝D′＋W′

0.38F′＝0.02D′＋0.998W′

F′＝18865.6kg/h F＝18865.6/88.39＝213.44kmol/h D′＝11921.2kg/h D＝11921.2/78.59＝151.69kmol/h W′＝6944.4kg/h W＝8944.4/112.5＝61.73kmol/h

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三．塔板数的确定

（一）理论塔板数NT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NT，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x~y

依据xptpB/pApB，ypAx/pt，将所得计算结果列表如下：

 表3-1 相关数据计算 温度，（℃） 苯 氯苯 x 80 760 148 1 90 100 110 120 130 131.8 p i1025 1350 1760 2250 2840 2900 205 0.677 0.913 293 0.442 0.785 400 0.265 0.614 543 0.127 0.376 719 0.019 0.071 760 0 两相摩尔分率 y 1 0 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x~y平衡关系的影响完全可以忽略。

2.确定操作的回流比R

将表3-1中数据作图得x~y曲线。

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图3-1 苯—氯苯混合液的x—y图

在x~y图上，因q1，查得ye0.925，而xexF0.702，xD0.986。故有：

RmxDye0.9860.9250.274

yexe0.9250.702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2Rm20.2740.548

求精馏塔的汽、液相负荷

L=RD=0.548×151.69=83.13 kmol/h

V=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82 kmol/h L′=L+F=83.13+213.44=296.57 kmol/h V′=V=234.82 kmol/h 3.求理论塔板数

RxxD0.35x0.64 R1R1LWx1.26x0.000757 提馏段操作线：yVVxw精馏段操作线：y

和0.702,0.884两点的直线。 ,0.00288提馏段操作线为过0.00288 10

图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

图解得NT9.518.5块（不含釜）。其中，精馏段NT13块，提馏段NT25.5块，第4块为加料板位置。 （二）实际塔板数Np 1.全塔效率ET

选用ET0.170.61l6ogμm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的μm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0.5×(80+131.8)=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：μA0.24mPas，μB0.34mPas。

mAxFB1xF0.240.7020.3410.7020.2698

ET0.170.616logm0.170.616log0.26980.52 2.实际塔板数Np（近似取两段效率相同）

精馏段：Np13/0.525.77块，取Np16块 提馏段：Np25.5/0.5210.58块，取Np211块

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总塔板数NpNp1Np217块。

四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 （一）平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD101.34105.3kPa 加料板：pF105.30.76109.5kPa 平均压强pm105.3109.5/2107.4kPa （二）平均温度tm

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tD80℃ 加料板tF88℃。

tm8088/284℃ （三）平均分子量Mm

塔顶： y1xD0.986，x10.940（查相平衡图）

MVD,m0.98678.1110.986112.6178.59kg/kmol MLD,m0.94078.1110.940112.6180.18kg/kmol

加料板：yF0.925，xF0.702（查相平衡图）

MVF,m0.92578.1110.925112.6180.70kg/kmol MLD,m0.70278.1110.702112.6188.39kg/kmol

精馏段：MV,m78.5980.70/279.65kg/kmol

ML,m80.1888.39/284.29kg/kmol

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（四）平均密度ρm 1.液相平均密度ρL,m

表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m3）

温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

苯 ： ρA9121.187t 推荐：ρA912.131.1886t 氯苯 ： ρB11271.111t 推荐：ρB1124.41.0657t 式中的t为温度，℃

塔顶：ρLD,A912.131.1886t912.131.188680817.0kg/m3

ρLD,B1124.41.0657t1124.41.0657801039.1kg/m3 1ρaAρaB0.980.02ρLD,m820.5kg/m3 LD,mLD,AρLD,B817.01039.1进料板：ρLF,A912.131.1886t912.131.188688807.5kg/m3

ρLF,B1124.41.0657t1124.41.0657881030.6kg/m3 1aAaB0.620.383LF,m879.88kg/mLF,mLF,ALF,B807.51030.6 精馏段：L,m820.5879.88/2850.19kg/m3 2.汽相平均密度ρV,m

107.479.65V,mpmMV,mRT.314273842.88kg/m3m8

（五）液体的平均表面张力σm

附： 表4-2 组分的表面张力σ（mN/m） 温度，（℃） 80 85 110 115 120 131 13

σ 苯 氯苯 21.2 26.1 20.6 25.7 17.3 22.7 16.8 22.2 16.3 21.6 15.3 20.4 双组分混合液体的表面张力σm可按下式计算：

σm

σAσB（xA、xB为A、B组分的摩尔分率）

σAxBσBxA计算得，塔顶：σD,A21.08mN/m；σD,B26.02mN/m（80℃）

σAσBσD,mσxσxBAAB21.0826.0221.14mN/mD21.080.01426.020.986

进料板：σF,A20.20mN/m；σF,B25.34mN/m（88℃）

AB20.2025.34F,m20.20mN/m xx20.200.29825.340.702BAFAB精馏段：m21.1420.20/220.67mN/m

氯苯的汽化潜热：

常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：

r2r0.381tct2ttc10.38（氯苯的临界温度：tc359.2C）

（六）液体的平均粘度μL,m

塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：

μLD,mμAxADμBxBD0.3150.9860.4450.0140.317mPas 加料板：LF,m0.280.7020.410.2980.318mPas 精馏段：L,m0.3170.318/20.3175mPas

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五．精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率VR1D1.548151.69234.82kmol/h 汽相体积流量V.8279.65sVMV,m3600234V,m.881.804m336002/s

汽相体积流量V1.804m3/s6494.4m3h/h

液相回流摩尔流率LRD0.548151.6983.13kmol/h 液相体积流量L,msLML360083.1384.293600850.190.00229m3/s

L,m液相体积流量L3h0.00229m3/s8.24m/h

冷凝器的热负荷QVr235.3378.59310/36001593kW 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 （一）塔径

1.初选塔板间距HT450mm及板上液层高度hL60mm，则：

HThL0.450.060.39m

2.按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

0.50.5LsLV0.00229850sV1.804.192.880.0218

查Smith通用关联图得C200.08

0.20.2负荷因子CC0.08202020.67200.0805

泛点气速：

umaxCLV/V0.0805850.192.88/2.881.3808m/s

3.取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.9665m/s

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4.精馏段的塔径

D4Vs/u41.804/3.140.96651.542m

圆整取D1600mm，此时的操作气速u0.9665m/s。 5.精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

（N精1）（61）0.452.25m Z精HT提馏段有效高度为

（N提1）（111）0.454.5m Z提HT在进料板上方开一人孔，其高度为600mm 故精馏塔的高度为

ZZ精Z提2.25+4.5+0.6=7.35m （二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1.溢流装置

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）lw

取lw0.6D0.61.60.96m

堰上溢流强度Lh/lw8.24/0.968.583m3/mh100~130m3/mh，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 （2）出口堰高hw

hwhLhow

对平直堰how0.00284ELh/lw2/3

2.5由lw/D0.6及Lh/lw8.24/0.962.59.13，查化工原理课程设计图5-5得

E1，于是：

how0.0028418.24/0.962/30.0119m0.006m（满足要求）

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hwhLhow0.060.01190.0481m （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

由lw/D0.6，查化原下P147图11-16得Wd/D0.11,Af/AT0.056，即：

Wd0.176m，AT0.785D22.01m2，Af0.11256m2。 液体在降液管内的停留时间

AfHT/Ls0.112560.45/0.0022922.12s5s（满足要求）

（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

0.08m/s，则有： 流速uohoLs0.002290.0298m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要0.960.08lwuo求） 2.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Ws：规定D1.5m时Ws75mm；D1.5m时Ws100mm； 本设计取Wc60mm，Ws100mm。 （2）开孔区面积Aa

21xAa2xR2x2Rsin180R0.524 20.5240.7420.52420.742sin11800.7401.408m2式中：xD/2WdWs0.80.1760.1000.524m

RD/2Wc0.80.0600.740m

3.开孔数n和开孔率φ

17

取筛孔的孔径do5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。

11551031155103每层塔板的开孔数n2Aa1521.4087228（孔） t每层塔板的开孔率φ0.90720.907 0.101（φ应在5~15%，故满足要求）

2t/do3每层塔板的开孔面积AoAa0.1011.4080.142m2 气体通过筛孔的孔速uoVs/Ao1.804/0.14212.70m/s （三）筛板的流体力学验算 1.塔板压降

(1)由d0/5/31.67查图5-10得c0=0.772

u22hoc0.051CoV0.05112.702.88L0.772850.190.0468m (2)气体通过液层的阻力hl由下式计算

hlhL uVsaA1.804TAf2.010.112560.95 m/s

F0uav0.952.881.61kg1/2/(sm1/2)

查表5-11，得β=0.57.

hlhL(hwhow)0.57(0.04810.0119)0.0342m液柱

（3）液体表面张力的阻力h计算

液体表面张力所产生的阻力 h由下式计算

h4L420.67103Lgd0850.199.810.0050.0020m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度为

hphchlh0.04680.03420.00200.083m 液柱

18

气体通过每层塔板的压降为

（满足工艺ppLghp850.199.810.083692.25Pa0.69kPa0.7kPa要求） 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.液沫夹带

6e5.710ua3.2VH Thf式中：hf2.5hL=2.5×0.06=0.15

63.2e5.710u3.2a5.71060.95VHThf20.671030.452.50.06 0.011kg液/kg气0.1kg液/kg气（满足要求）在本设计中液沫夹带量在允许范围中。 4.漏液

漏液点的气速uom

uom4.4Co0.00560.13hLhL/V4.40.7720.00560.130.060.002850.19/2.88

6.23m/s筛板的稳定性系数Kuou12.7.242.041.5（不会产生过量液漏） om65.液泛

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苯—氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5

HThw0.50.450.04810.25m 而HdhphLhd 板上不设进口堰，则

19

Ls0.00213hd0.1530.153m 0.001lh1.120.0238wo22Hd0.0830.060.0010.144m HdΦHThw成立，故不会产生液泛。 七．塔板负荷性能图 1.液沫夹带线（1）

以ev0.1kg液/kg气为限，求Vs_Ls关系如下

5.7106ua（7-1） ev

HThf式中：ua3.2VsVs0.53Vs

ATAf2.010.11256hf2.5hL2.5hwhow2/33600Ls2.50.04810.00284Elw

2/33600Ls2.50.04810.0028410.96/30.121.71L2S将已知数据代入式（7-1）

0.53Vs5.710/320.671030.50.121.71L2s63.20.1

/3Vs4.52420.359L2s （7-2）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-2）算出对应的Vs值列于下表：

表7-1

Ls,m3/s Vs,m3/s 0.0005 4.396 0.005 3.929 0.01 3.579 0.015 3.286 0.02 3.024 依据表中数据作出雾沫夹带线（1）

20

2.液泛线（2）

ΦHThwhphwhowhd （7-3）

3600Lshow0.00284Elw/30.6855L2suohc0.051Co22/33600Ls0.0028410.962/3

VLVs0.051CAoo22VLVs2.880.0510.7720.142850.190.01438Vs2/3hlhwhow0.570.04810.6855L2s/30.027420.3907L2s



h0.002

/3hphchlh0.01438Vs20.3907L20.02942s

LsLs2hd0.1530.153186.95Ls lh0.960.0298wo/30.50.450.04810.01438Vs20.3907L20.029420.0481s220.6855L2/3s186.95L2s

/3（7-4） Vs211.9374.84L213000.7L2ss

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-4）算出对应的Vs值列于下表：

表7-2

Ls,m3/s Vs,m3/s 0.0005 3.385 0.005 3.069 0.01 2.675 0.015 2.11 0.02 1.1 依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3） 以AHLfst5

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Ls,maxHTAf0.450.112560.01m3/s （7-5）

54.漏液线（气相负荷下限线）（4）

hLhwhow

2/3how0.00284ELh/lw

漏液点气速

uom4.4Co0.00560.13hLhL/V

Vs,min4.4C0A023Lhh/ E0.00560.13hw0.00284LVLw

233600Ls0.0024.40.7720.1420.00560.130.04810.002841850.19/2.880.96

整理得：

/3Vs2L20.59 （7-6） ,min6.103s在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-6）算出对应的Vs值列于下表： 表7-3

Ls,m3/s Vs,m3/s 0.0005 0.63 0.001 0.65 0.01 0.87 0.015 0.96 依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5）

取平堰堰上液层高度how0.006m，E1.0。

how3600Ls,min0.00284Elw2/33600Ls0.0028410.962/30.006

Ls,min8.19104m3/s （7-7）

22

图7-1精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

Vs,max=3.17m3/s

Vs,min=0.65m3/s 故操作弹性为：

VVs,maxs,min=4.88

八．附属设备的的计算及选型 (一）塔体总高度

板式塔的塔高如图8-1所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：

'HHD(Np2S)HTSHTHFHB (8-1)

式中 HD——塔顶空间，m； HB——塔底空间，m； HT——塔板间距，m；

HT’——开有人孔的塔板间距，m；

23

HF——进料段高度，m； Np——实际塔板数；

S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。 （二）塔顶空间HD

塔顶空间（见图8-1）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HD为（ 1.5～2.0）HT。若图8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。 （三）人孔数目

人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm（本设计取600mm）。

24

图8-1 板式塔总体结构简图25

（四）塔底空间HB

塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。

精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。 （五）冷凝器

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。 1.整体式

如图8-2(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。 该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

图8-2 冷凝器的型式

2.自流式

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如图8-2（c）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。 3.强制循环式

如图8-2（d）、（e）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。 需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 4.管壳式换热器的设计与选型

管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。 5.流体流动阻力（压强降）的计算 （1）管程流动阻力

管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力ΣΔpi等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为

pi(p1p2)FtNsNp (8-2) 式中：

ΔP1、ΔP2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa； Ft——结垢校正因数，对Φ25mm×2.5mm的管子取1.4；对Φ19mm×2mm的管子取1.5； NP——管程数； Ns——串联的壳程数。

上式中直管压强降ΔP1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP2

由下面的经验公式估算，即

u2 p23（8-3） 

2（2）壳程流动阻力

壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降ΔP0的公

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式，即

p0（p1’p2’）FSNS （8-4）

式中 ΔP1’——流体横过管束的压强降，Pa；

ΔP2’——流体通过折流板缺口的压强降，Pa；

FS——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取1.15，气体可取1.0。

pFf0nc(NB1)'1u202 （8-5） 22hu0p2'NB(3.5)D2式中： F——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5，对

转角三角形为0.4，正方形为0.3； f0——壳程流体的摩擦系数；

Nc ——横过管束中心线的管子数；Nc值可由下式估算：

管子按正三角形排列：nc1.1n 管子按正方形排列： nc1.19n 式中： n——换热器总管数。

NB——折流挡板数； h——折流挡板间距；

u0——按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s，而A0=h(D-ncd0)。 6.管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (1)计算并初选设备规格

a．确定流体在换热器中的流动途径 b．根据传热任务计算热负荷Q。

c．确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。

d．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。

e．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K值。 f．由总传热速率方程Q = KSΔtm，初步计算出传热面积S，并确定换热器的

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基本尺寸（如D、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格（2）计算管程、壳程压强降

根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压降不符合要求，要调整流速，在确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的换热器，重新计算压强降直至满足要求为止。 （3）核算总传热系数

计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻Rsi和Rso，在计算总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若K’ /K=1.15～1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值，重复以上计算步骤。 7.再沸器

精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器。 （1）釜式式再沸器

如图8-2（a）和（b）所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟，以分离液体中的气泡。为减少雾沫夹带，再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间，对于大设备，取再沸器壳径为管束直径的1.3～1.6倍。

（b）是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中。 （2）热虹吸式再沸器

如图8-2（c）、（d）、（e）所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40%，否则传热不良。 （3）强制循环再沸器

如图8-2中（f）所示。对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器，因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。

原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件

29

那样多，可按传热原理计算。

图8-2 再沸器的型式

8.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：

d4VSu 式中：V3S——流体体积流量，m/ 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，其值可参照表8-1。

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表8-1 蒸气出口管中允许气速参照表

操作压力（常压） 蒸汽速度/m/s （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0.2～0.5m/s，速度

常压 12～20 1400-6000Pa 30～50 ＞6000Pa 50～70 太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。 （3）进料管径dF

料液由高位槽进塔时，料液流速取0.4～0.8m/s。由泵输送时，流速取为1.5～2.5 m/s。 （4）釜液排除管径dW

釜液流出的速度一般取0.5～1.0m/s。 （5）饱和水蒸气管

饱和水蒸气压力在295kPa（表压）以下时，蒸气在管中流速取为20～40m/s；表压在785 kPa以下时，流速取为40～60m/s；表压在2950 kPa以上时，流速取为80m/s。 9.加热蒸气鼓泡管

加热蒸气鼓泡管（又叫蒸气喷出器）若精馏塔采用直接蒸气加热时，在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管。使加热蒸气能均匀分布与釜液中。其结构为一环式蒸气管，管子上适当的开一些小孔。当小孔直径小时，汽泡分布的更均匀。但太小不仅增加阻力损失，而且容易堵塞。其孔直径一般为5～10mm，孔距为孔径的5～10倍。小孔总面积为鼓泡管横截面积的1.2～1.5倍，管内蒸气速度为20～25m/s。加热蒸气管距釜中液面的高度至少在0.6m以上，以保证蒸气与溶液有足够的接触时间。 10.离心泵的选择

离心泵的选择，一般可按下列的方法与步骤进行： （1）确定输送系统的流量与压头

液体的输送量一般为生产任务所规定，如果流量在一定范围内波动，选泵时应按最大流量考虑。根据输送系统管路的安排，用柏努利方程计算在最大流量下

31

管路所需的压头。 （2）选择泵的类型与型号

首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型，然后按已确定的流量Qe和压头He从泵的样本或产品目录中选出合适的型号。显然，选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Qe和压头He完全相符，且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量，所选泵的流量和压头可稍大一点，但在该条件下对应泵的效率应比较高，即点（Qe、He）坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q曲线下方。另外，泵的型号选出后，应列出该泵的各种性能参数。 （3）核算泵的轴功率

若输送液体的密度大于水的密度时，可按NQH,kW核算泵的轴功率。

102综上，所设计筛板的主要结果汇总于下表：

32

筛板塔设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

项目 平均温度tm，℃ 平均压力Pm，kPa 气相流量Vs，(m3/s) 液相流量Ls，(m3/s) 实际塔板数Np 有效段高度Z，m 塔径D，m 板间距HT，m 溢流形式 降液管形式 堰长lw，m 堰高hw，m

板上液层高度hL，m 堰上液层高度how，m 降液管底隙高度ho，m 安定区宽度Ws，m 边缘区宽度Wc，m

2

开孔区面积Aa，m 筛孔直径d0，m 筛孔数目n 孔中心距t，m 开孔率φ，% 空塔气速u，m/s 筛孔气速u0，m/s 稳定系数K

每层塔板压降△Pp，Pa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带eV，（kg液/kg气） 气相负荷上限Vs,max，m3/s 气相负荷下限Vs,min，m3/s 操作弹性

数值 84 107.4 1.804 0.00229 17 7.35 1.542 0.45 单溢流 平顶弓形 0.96 0.0481 0.06 0.0119 0.0298 0.1 0.06 1.408 0.005 7228 0.015 10.1 0.9665 12.70 2.04 690 液泛控制 漏液控制 0.011 3.17 0.65 4.877

33

设计评述

一．设计原则确定

工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 1．满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 2．满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 3．保证生产安全

生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 二．操作条件的确定

结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。 1. 操作压力

精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应

34

在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中要求分离的苯-氯苯物系，应采用常压操作。 2. 进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。因此，本设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。 3. 加热方式

精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。所以，本设计中采用间接蒸汽加热。 4. 冷却剂与出口温度

冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。综合考虑经济成本，本设计用常温水作冷却剂。 5. 热能的利用

精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。

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设计感想

作为一名制药专业大三的学生，一直进行着基础课程的学习，《化

工原理》就是其中一门工科类的基础课程，它更偏向于实际生产的运用，而我们学习的都是书本上的理论知识，对实际工业生产中设备的设计与计算并不熟悉，这次的课程设计就给了我们一次把书本中的知识联系到实践中去的机会，通过这次课程设计使我充分认识到化工原理课程的重要性和实用性，也让我明白了书本上学习到的知识只是实际应用中的皮毛而已，有更多的实际生产问题是书本上的理论解决不了的。

化工原理课程设计的主要内容是进行有关工艺计算与设备的结构设计，还要求画出工艺流程图和设备主要构型图，它与一般的习题、大作业有着明显的不同，因为它涉及的知识范围更广，要求更高。资料、数据的收集，流程方案的确定，操作参数的选择，工艺和设备的计算等，单凭所学教科书是难以解决的，它要求设计小组中每个成员均要去查阅一定的资料、文献，并结合在化工原理课程中所学习过的理论知识及已修课程(如化学，物理化学，工程制图、分离技术等)的基础之上做综合运用。经过了为期数周的课程设计，可以说已经饱尝了辛酸与喜悦共进的滋味。

这次课程设计使我对精馏原理及其操作各方面有了较深入的了解并且参与了设计之后才知道，要设计好一个设备光是书上的公式还不够，还要查阅一些专门的手册和一定的实践经验，否则设计出来的设备仅仅是图纸而已，根本不能用于工业生产。在老师和同学的帮助，

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我们及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和灵活整合运用知识的能力 。虽然整体设计我基本满意，但由于缺乏经验难免会有不足之处，请老师批评指正。

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