化工原理课程设计刘童

南京工程学院

课 程 设 计 任 务 书

课 程 名 称：院（系、部）：专 业：班 级：学 号 姓 名：指 导 教 师：

化工原理课程设计B 环境工程学院 环境131 216130117 刘童 李乾军

一、设计题目 ................................................................................................................................... 3 二、操作条件 ................................................................................................................................... 3

1、已知参数： ......................................................................................................................... 3 2、设计条件 ............................................................................................................................. 3 3、设计内容： ......................................................................................................................... 3 三、工艺计算 ................................................................................................................................... 4

1、设计方案的计算 ................................................................................................................. 4 2、精馏塔的物料衡算 ............................................................................................................. 4

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ..................................................................... 4 2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ................................................................. 4 2.3物料衡算 ..................................................................................................................... 5 3、塔板数的确定 ..................................................................................................................... 5

3.1、理论板层数的求取 .................................................................................................. 5 3.2实际板层数的求取 ..................................................................................................... 6 4、精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 ................................................................. 7

4.1操作压力的计算 ......................................................................................................... 7 4.2操作温度的计算 ......................................................................................................... 7 4.3平均摩尔质量计算 ..................................................................................................... 8 4.4平均密度的计算 ......................................................................................................... 9 4.5液体平均表面张力计算 ............................................................................................. 9 4.6液体平均粘度计算 ................................................................................................... 10 5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ........................................................................................... 10

5.1塔径的计算 ............................................................................................................... 10 5.2精馏塔有效高度的计算 ........................................................................................... 11 6.塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................................................................. 11

6.1溢流装置计算 ........................................................................................................... 11 6.2塔板布置 ................................................................................................................... 13 7、筛板的流体力学验算 ....................................................................................................... 14

7.1塔板压降 ................................................................................................................... 14 7.2液面落差 ................................................................................................................... 15 7.3液沫夹带 ................................................................................................................... 15 7.4液漏 ........................................................................................................................... 15 7.5液泛 ........................................................................................................................... 16 8、塔板负荷性能图 ............................................................................................................... 16

8.1漏液线 ....................................................................................................................... 16 8.2液沫夹带线 ............................................................................................................... 17 8.3液相负荷下限线 ....................................................................................................... 18 8.4液相负荷上限线 ....................................................................................................... 18 8.5液泛线 ....................................................................................................................... 18

四、设计结果列表 ......................................................................................................................... 20 五、总结......................................................................................................................................... 22

苯-氯苯连续精馏塔的设计

一、设计题目

设计一座苯-氯苯连续精馏塔

二、操作条件

1、已知参数：

（1） 进精馏塔的料液含苯X=35（质量）； （2） 产品的苯含量不得低于98.8%（质量）； （3） 残液中苯含量不得高于0.2%（质量）；

（4） 生产能力为日产（24小时）Y=100吨98.8%（质量）的苯产品。

2、设计条件

（1） 精馏塔塔顶压强：Z=3 KPa（表压）； （2） 进料热状态：自选； （3） 回流比：自选； （4） 加热蒸汽：低压蒸汽； （5） 单板压降 ≤ 0.7； （6） 全塔效率：ET=52%； （7） 建厂地址：南京地区。

3、设计内容：

1. 设计方案的确定及流程说明； 2. 塔的工艺计算；

3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计（a、塔高、塔径及塔板结构尺寸 的确

定；b、塔板的流体力学验算；c、塔板的负荷性能图）； 4. 设计结果概要或设计一览表； 5. 精馏塔工艺条件图；

6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论

三、工艺计算

1、设计方案的计算

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泡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。

2、精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.1 k1g/km o氯苯的摩尔质量 MB=112 .k5g/km o

0.35/78.11

0.437

0.35/78.110.65/112.56

0.988/78.11

xD0.992

0.988/78.110.012/112.56

0.002/78.11

xW0.00288

0.002/78.110.998/112.56xF

2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF78.110.43710.437112.5697.505kg/kmol

MD78.110.99210.992112.5678.386kg/kmol

112.56112.461kg/kmol MW78.110.0028810.00288

2.3物料衡算

1001000

042.733

97.50524

总物料衡算： FDW

0.4370.992D0.0028W8 苯物料衡算： 42.733

解得：

原料处理量： F

D18.755kmol/hW23.978kmol/h

3、塔板数的确定 3.1、理论板层数的求取

苯—氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。

(1)由给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据，可得苯—氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：

相关数据计算

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)求最小回流比及操作线回流比

采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0,0.437）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq0.780，xq0.0.437 所以最小回流比为Rmin

xDyqyqxq



0.9920.780

0.618

0.7800.437

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0.6181.236

(3)求精馏塔的气、液负荷

LRD1.23618.75523.181kmol/h

V(R1)D(1.2361)18.75541.936kmol/h L'LF21.18142.73365.914kmol/h 6mo/lh VV41.93k

'

(4)求操作线方程 精馏段操作线方程为

y

LD23.18118.755

xxDx0.9920.553x0.444 VV41.93641.936

提馏段操作线方程为

L''W65.914'23.978y'x'xWx0.002881.572x'0.00165

41.93641.936VV

'

(5)图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为 总理论板层数NT=10.5 进料板位置N

F5

3.2实际板层数的求取

（1） 全塔效率

由于处理量较小，且理论板数较少，所以可取较大板效率，即ET52% （2） 实际板层数

提馏段实际板层数N精5/0.529.6210 提馏段实际板层数 N提5.5/0.5210.5811

4、精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.1操作压力的计算

塔顶操作压力： PD101.33104.33Kpa

每层塔板压降： P0.7Kpa

进料板压力： PF104.30.710111.3Kpa 精馏段平均压力：PM (104.3111.3)/2107.8Kpa 塔底操作压力： PW104.30.710111.3 Kpa 提馏段平均压力：PM(104.3119.0)/2115.15 Kpa

4.2操作温度的计算

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：

塔顶因是泡点温度tD81C 进料板温度： tF100C 塔底温度：tW138C

精馏段平均温度：tM(81100)/290.5C 提馏段平均温度：tM (100138)/2119C

4.3平均摩尔质量计算

塔顶： xDy10.992，x10.965（查相平衡图）

MVD,m0.99278.1110.986112.5678.386kg/kmol

MLD,m0.96578.1110.965112.5679.316kg/kmol

加料板：yF0.767，xF0.413（查相平衡图）

MVF,m0.76778.1110.767112.5686.137kg/kmol MLD,m0.41378.1110.413112.5698.332kg/kmol

精馏段： MV,m78.38686.13782.262kg/kmol

ML,m79.31698.332/288.824kg/kmol

4.4平均密度的计算

（1）气相平均温度的计算

由理想气体状态方程计算，则 精馏段： vm

pmMvm107.882.262

2.93kg/m3 RT8.31490.5273.15（2） 液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算

塔顶：LD,A912.131.1886t912.131.188681817.0kg/m3

LD,B1124.41.0657t1124.41.0657811039.1kg/m3

1

LD,m



aA

LD,A



aB

LD,B



0.9880.002

LD,m820.5kg/m3 817.01039.1

进料板：LF,A912.131.1886t912.131.1886100793.4kg/m3

LF,B1124.41.0657t1124.41.06571001017.8kg/m3

1

LF,m



aA

LF,A



aB

LF,B



0.650.35

LF,m895.8kg/m3 793.41017.8

精馏段：L,m820.5895.8/2858.2kg/m3

4.5液体平均表面张力计算

塔顶：σD,A21.08mN/m；σD,B26.02mN/m（81℃）

AB21.0826.02

D,m21.2mN/m xx

21.080.0028826.020.992BADAB

进料板：F,A18.85mN/m；F,B21.57mN/m（100℃）

AB18.8521.57F,m20.29mN/m xx

18.850.56321.570.437BAFAB

精馏段：m21.220.29/220.745mN/m

4.6液体平均粘度计算

塔顶：查化工原理附录11，在81℃下有：

LD,mAxADBxBD0.3150.9920.4450.002880.314mPas

加料板：LF,m0.280.4370.410.5630.353mPas 精馏段：L,m0.3140.353/20.334mPas

5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算

精馏段的汽、液相体积流率为

Vs

VMVM

41.93682.262/36002.93=0.327m3/s

3600VM

Ls

LMLM

23.18188.824/3600858.2=0.00067m3/s

3600LM

由maxC

LV

V

0.2



式中C由CC20L

20

坐标为

计算，其中的C20由附图1师史密斯关联图查取。图的横

LhL



VhV





0.5

0.0005353600849.87

0.3936002.873

0.5

0.0236

板间距与塔径关系表

根据上表，取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL0.06m,则

HThL0.40.060.34m

查附图1—1得 C200.073



CC20L

20

umax0.073

0.2

21.10

0.072

20

0.2

0.073

849.872.873

1.253m/s

2.873

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.2530.8771m/s D

4Vs40.348

0.71m u3.140.877

按标准塔径园整后为 D0.8m800mm

5.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精（N精-1）HT（10-1）0.43.6m 提馏段有效高度为Z提（N提-1）HT（11-1）0.44.0m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.821.6m

故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提1.63.64.01.69.2m

6.塔板主要工艺尺寸的计算 6.1溢流装置计算

因塔径D0.8m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 1）堰长lw

取堰长为 lw0.66D0.660.800.53m 2）溢流堰高度hW

由 hWhLhOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，由下式计算 hOW

2.84LhE1000lW

 

近似取E=1，则 hOW

2.84LhE1000lW

2.8436000.000535

110000.53

0.0067m

取上层清液层高度hL30mm

hw0.060.00670.0533m 3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.53

0.66 D0.8

查附图2弓形降液管参数，得

AfAT

0.0722

Wd

0.124 D

故

Af0.0722AT0.07220.5030.036m2Wd0.124D0.1240.80.099m

依

3600AfHT

Lh



3～5验算液体在降液管中停留时间，即 36000.0360.40

22.10s5s

0.0006573600



3600AfHT

Lh

故降液管设计合理。 4）降液管底隙高度ho ho

Lh

'

3600lwo

'

取 u00.08m/s

则 ho

Lh0.0005353600

0.0126m '

3600lwo36000.530.08

hWh00.05330.01260.0407m0.006m

故降液管底隙高度设计合理

'

选用凹形受液盘，深度hW41mm

6.2塔板布置

1）塔板的分块

因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块 2）边缘区宽度确定

取WsWs'0.065m， Wc0.035m 3）开孔区面积计算

R21x22由式：Aa2xRxsin计算开空区面积，其中：

180R

R

D0.8

WC0.0350.365m22

，

x

D0.8WdWs0.150.0650.211m； 22

所以

0.211

Aa20.0.36520.21120.3652sin10.586m2 1800.5654）筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径

d05mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d015mm 筛孔数目为n n

1.1551.1550.586

A3009 a22t0.015

d020.0052

)0.907()10.1% t0.015

开孔率为 0.907(

气体通过阀孔的气速为

u0

Vs0.396.59 A00.1010.586

7、筛板的流体力学验算 7.1塔板压降

1）干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算

uohc0.051c0

由

d0



VL 



5

1.67，查附图3干筛孔的流量系数图，得，c00.772 3

6.5922.873

)()0.0125m 0.772849.87

故 hc0.051(

2）气体通过液层的阻力h1的计算

气体通过液层的阻力h1由式h1hL计算， h1hL ua

Vs0.39

0.835m/s

ATAf0.5030.036

F00.8352.8731.415kg0.5/sm0.5

查附图充气系数关联图，得



0.67

故 h1hL(hwhow)0.67(0.05330.0067)0.0402m液柱

气体通过每层塔板的压降为

PPhPLg0.0402849.789.81335.1Pa0.7kP

故，设计允许

7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。

7.3液沫夹带

液沫夹带由下式计算

5.710ua eV

HhLfT

6

 

3.2

hf2.5hL2.50.51.25m 故

5.710aeV

HhfT

6





3.2

5.71060.83521.101030.40.15

3.2

0.0082kg液/kg气0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带eV在允许范围内。

7.4液漏

对筛板塔，漏液点气速u0,min，可由下式计算 u0,min4.4C00.00560.13hLhLV

u0,min4.40.7720.00560.130.050.002849.782.8735.86

实际孔速 u09.21m/su0,min 稳定系数为

K

u0u0,min



9.21

1.571.5 5.86

故在本设计中无明显漏夜。

7.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系 HdHThW

苯—氯苯物系属一般物系，取0.5，则 HThW0.50.40.05330.2266m

而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

'

0.1530.080.001m hd0.153u0

2

2

液柱 HdhphLhd0.04020.050.0010.0912m所以 HdHThW 故在本设计中不会发生液泛现象

8、塔板负荷性能图 8.1漏液线

由u0,min4.4C00.00560.13hLhLV u0,min

Vs,minA0

hLhWhOW hOW

2.84Lh

E1000lW

 



得

Vs,min

2.84Lh

4.4C0AO0.00560.13hWEl1000W

hLV



2.84849.783600Ls

Vs,min4.40.7720.1010.0.00560.130.04610.0020

10002.8730.53

整理得 Vs,min3.0.009810.136Ls

2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示 LS,m3/s VS,m3/s

0.0002 0.350524

0.0012 0.368334

0.0022

0.0032

0.0042

0.380545 0.390667 0.399549

由上表数据即可作出漏液线1

8.2液沫夹带线

以eV0.1液kg/kg气为限，求VS—LS关系如下：

5.710uaeV

HhLfT

6

 

3.2

ua

VsVs

2.14Vs

ATAf0.5030.036

hf2.5hL2.5(hWhOW) hW0.0533

how

2.843600Ls110000.53

2/3

1.05Ls

2/3

2/3

2/3

故

hf0.1282.6Ls

HThf0.2722.6Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

2.141VS5.7106

0.132/321.10100.2722.6LS

3.2

整理得：VS0.8077.7093LS

2/3

由上表数据即可作出液沫夹带线2

8.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由下式计算

hOW

2.84Lh

E1000lW





0.006m

取E=1，则

0.00610000.53

LS,min0.000452m/s 

2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

8.4液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算



AfHTLs

4 AfHTLS

0.0360.4

0.0036m3/s 4

故 LS,max



据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

8.5液泛线

令HdHThW

由HdhphLhd;hphch1h;h1hL;hLhWhOW 连立得

HT1hW1hOWhchdh

忽略h，将hOW与LS,hd与L，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

'a'Vs2b'c'L2sds

式中 a'

0.051V

2

A0c0L 

b'HT1hW c'

0.153

(lWh0)2

3600'3

d2.8410E1l

W

带入有关数据得

V0.0512.8730.083L2849.870.1010.7720.586

b'HT(1)hw0.50.40.50.6510.0510.141a'

0.051(A0c0)2

c0.153/lwh00.153/0.530.0114510.47

'

2

2

2/3

3600

d'2.84103E1l

w

2/3

3600

2.8410110.65

0.53

3

1.689

故 VS

2

1.69954343.01l220.349Ls

S2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

依表中数据作出液泛线5，

在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。

精馏段筛板负荷性能图

由图得，

VS,man1.075m3/sVs,min0.317m/s

3

故操作弹性为

Vs,manVs,min



1.075

3.391 0.317

四、设计结果列表

序号 1 2 3 4 5

项目

平均温度tm, ℃ 气相压力Pm，KPa 气相流量Vs，（m/s） 液相流量Ls, (m/s ) 实际塔板数

33

数值 90.5 107.8 0.597 0.0016 21

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

有效段高度Z，m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高,m 板上液层高度,m 堰上液层高度,m 降液管底隙高度,m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 开孔区面积,m 筛孔直径,m 筛孔数目 孔中心距,m 开孔率,% 空塔气速,m/s 筛孔气速, m/s 稳定系数 每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限

液沫夹带eV,(kg液/kg气) 气相负荷上限，m/s 气相负荷下限，m/s 操作弹性

33

33

2

9.2 0.8 0.4 单溢流 弓形 0.53 0.0533 0.06 0.0067 0.00126 0.065 0.035 0.586 0.005 3009 0.015 10.1 0.432 6.59 1.57 335.1 液泛控制 漏液控制 0.0082 1.057 0.317 3.4

五、总结

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。 通过本次课程设计，更好的认识和理解了精馏塔的设计以及工作原理。本次设计存在很多缺点与不足，望老师加以指正。

南京工程学院

课 程 设 计 任 务 书

课 程 名 称：院（系、部）：专 业：班 级：学 号 姓 名：指 导 教 师：

化工原理课程设计B 环境工程学院 环境131 216130117 刘童 李乾军

一、设计题目 ................................................................................................................................... 3 二、操作条件 ................................................................................................................................... 3

1、已知参数： ......................................................................................................................... 3 2、设计条件 ............................................................................................................................. 3 3、设计内容： ......................................................................................................................... 3 三、工艺计算 ................................................................................................................................... 4

1、设计方案的计算 ................................................................................................................. 4 2、精馏塔的物料衡算 ............................................................................................................. 4

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ..................................................................... 4 2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ................................................................. 4 2.3物料衡算 ..................................................................................................................... 5 3、塔板数的确定 ..................................................................................................................... 5

3.1、理论板层数的求取 .................................................................................................. 5 3.2实际板层数的求取 ..................................................................................................... 6 4、精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 ................................................................. 7

4.1操作压力的计算 ......................................................................................................... 7 4.2操作温度的计算 ......................................................................................................... 7 4.3平均摩尔质量计算 ..................................................................................................... 8 4.4平均密度的计算 ......................................................................................................... 9 4.5液体平均表面张力计算 ............................................................................................. 9 4.6液体平均粘度计算 ................................................................................................... 10 5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ........................................................................................... 10

5.1塔径的计算 ............................................................................................................... 10 5.2精馏塔有效高度的计算 ........................................................................................... 11 6.塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................................................................. 11

6.1溢流装置计算 ........................................................................................................... 11 6.2塔板布置 ................................................................................................................... 13 7、筛板的流体力学验算 ....................................................................................................... 14

7.1塔板压降 ................................................................................................................... 14 7.2液面落差 ................................................................................................................... 15 7.3液沫夹带 ................................................................................................................... 15 7.4液漏 ........................................................................................................................... 15 7.5液泛 ........................................................................................................................... 16 8、塔板负荷性能图 ............................................................................................................... 16

8.1漏液线 ....................................................................................................................... 16 8.2液沫夹带线 ............................................................................................................... 17 8.3液相负荷下限线 ....................................................................................................... 18 8.4液相负荷上限线 ....................................................................................................... 18 8.5液泛线 ....................................................................................................................... 18

四、设计结果列表 ......................................................................................................................... 20 五、总结......................................................................................................................................... 22

苯-氯苯连续精馏塔的设计

一、设计题目

设计一座苯-氯苯连续精馏塔

二、操作条件

1、已知参数：

（1） 进精馏塔的料液含苯X=35（质量）； （2） 产品的苯含量不得低于98.8%（质量）； （3） 残液中苯含量不得高于0.2%（质量）；

（4） 生产能力为日产（24小时）Y=100吨98.8%（质量）的苯产品。

2、设计条件

（1） 精馏塔塔顶压强：Z=3 KPa（表压）； （2） 进料热状态：自选； （3） 回流比：自选； （4） 加热蒸汽：低压蒸汽； （5） 单板压降 ≤ 0.7； （6） 全塔效率：ET=52%； （7） 建厂地址：南京地区。

3、设计内容：

1. 设计方案的确定及流程说明； 2. 塔的工艺计算；

3. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计（a、塔高、塔径及塔板结构尺寸 的确

定；b、塔板的流体力学验算；c、塔板的负荷性能图）； 4. 设计结果概要或设计一览表； 5. 精馏塔工艺条件图；

6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论

三、工艺计算

1、设计方案的计算

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泡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。

2、精馏塔的物料衡算

2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.1 k1g/km o氯苯的摩尔质量 MB=112 .k5g/km o

0.35/78.11

0.437

0.35/78.110.65/112.56

0.988/78.11

xD0.992

0.988/78.110.012/112.56

0.002/78.11

xW0.00288

0.002/78.110.998/112.56xF

2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF78.110.43710.437112.5697.505kg/kmol

MD78.110.99210.992112.5678.386kg/kmol

112.56112.461kg/kmol MW78.110.0028810.00288

2.3物料衡算

1001000

042.733

97.50524

总物料衡算： FDW

0.4370.992D0.0028W8 苯物料衡算： 42.733

解得：

原料处理量： F

D18.755kmol/hW23.978kmol/h

3、塔板数的确定 3.1、理论板层数的求取

苯—氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。

(1)由给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据，可得苯—氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：

相关数据计算

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)求最小回流比及操作线回流比

采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0,0.437）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为yq0.780，xq0.0.437 所以最小回流比为Rmin

xDyqyqxq



0.9920.780

0.618

0.7800.437

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0.6181.236

(3)求精馏塔的气、液负荷

LRD1.23618.75523.181kmol/h

V(R1)D(1.2361)18.75541.936kmol/h L'LF21.18142.73365.914kmol/h 6mo/lh VV41.93k

'

(4)求操作线方程 精馏段操作线方程为

y

LD23.18118.755

xxDx0.9920.553x0.444 VV41.93641.936

提馏段操作线方程为

L''W65.914'23.978y'x'xWx0.002881.572x'0.00165

41.93641.936VV

'

(5)图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为 总理论板层数NT=10.5 进料板位置N

F5

3.2实际板层数的求取

（1） 全塔效率

由于处理量较小，且理论板数较少，所以可取较大板效率，即ET52% （2） 实际板层数

提馏段实际板层数N精5/0.529.6210 提馏段实际板层数 N提5.5/0.5210.5811

4、精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.1操作压力的计算

塔顶操作压力： PD101.33104.33Kpa

每层塔板压降： P0.7Kpa

进料板压力： PF104.30.710111.3Kpa 精馏段平均压力：PM (104.3111.3)/2107.8Kpa 塔底操作压力： PW104.30.710111.3 Kpa 提馏段平均压力：PM(104.3119.0)/2115.15 Kpa

4.2操作温度的计算

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：

塔顶因是泡点温度tD81C 进料板温度： tF100C 塔底温度：tW138C

精馏段平均温度：tM(81100)/290.5C 提馏段平均温度：tM (100138)/2119C

4.3平均摩尔质量计算

塔顶： xDy10.992，x10.965（查相平衡图）

MVD,m0.99278.1110.986112.5678.386kg/kmol

MLD,m0.96578.1110.965112.5679.316kg/kmol

加料板：yF0.767，xF0.413（查相平衡图）

MVF,m0.76778.1110.767112.5686.137kg/kmol MLD,m0.41378.1110.413112.5698.332kg/kmol

精馏段： MV,m78.38686.13782.262kg/kmol

ML,m79.31698.332/288.824kg/kmol

4.4平均密度的计算

（1）气相平均温度的计算

由理想气体状态方程计算，则 精馏段： vm

pmMvm107.882.262

2.93kg/m3 RT8.31490.5273.15（2） 液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算

塔顶：LD,A912.131.1886t912.131.188681817.0kg/m3

LD,B1124.41.0657t1124.41.0657811039.1kg/m3

1

LD,m



aA

LD,A



aB

LD,B



0.9880.002

LD,m820.5kg/m3 817.01039.1

进料板：LF,A912.131.1886t912.131.1886100793.4kg/m3

LF,B1124.41.0657t1124.41.06571001017.8kg/m3

1

LF,m



aA

LF,A



aB

LF,B



0.650.35

LF,m895.8kg/m3 793.41017.8

精馏段：L,m820.5895.8/2858.2kg/m3

4.5液体平均表面张力计算

塔顶：σD,A21.08mN/m；σD,B26.02mN/m（81℃）

AB21.0826.02

D,m21.2mN/m xx

21.080.0028826.020.992BADAB

进料板：F,A18.85mN/m；F,B21.57mN/m（100℃）

AB18.8521.57F,m20.29mN/m xx

18.850.56321.570.437BAFAB

精馏段：m21.220.29/220.745mN/m

4.6液体平均粘度计算

塔顶：查化工原理附录11，在81℃下有：

LD,mAxADBxBD0.3150.9920.4450.002880.314mPas

加料板：LF,m0.280.4370.410.5630.353mPas 精馏段：L,m0.3140.353/20.334mPas

5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1塔径的计算

精馏段的汽、液相体积流率为

Vs

VMVM

41.93682.262/36002.93=0.327m3/s

3600VM

Ls

LMLM

23.18188.824/3600858.2=0.00067m3/s

3600LM

由maxC

LV

V

0.2



式中C由CC20L

20

坐标为

计算，其中的C20由附图1师史密斯关联图查取。图的横

LhL



VhV





0.5

0.0005353600849.87

0.3936002.873

0.5

0.0236

板间距与塔径关系表

根据上表，取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL0.06m,则

HThL0.40.060.34m

查附图1—1得 C200.073



CC20L

20

umax0.073

0.2

21.10

0.072

20

0.2

0.073

849.872.873

1.253m/s

2.873

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.2530.8771m/s D

4Vs40.348

0.71m u3.140.877

按标准塔径园整后为 D0.8m800mm

5.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为Z精（N精-1）HT（10-1）0.43.6m 提馏段有效高度为Z提（N提-1）HT（11-1）0.44.0m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.821.6m

故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提1.63.64.01.69.2m

6.塔板主要工艺尺寸的计算 6.1溢流装置计算

因塔径D0.8m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： 1）堰长lw

取堰长为 lw0.66D0.660.800.53m 2）溢流堰高度hW

由 hWhLhOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，由下式计算 hOW

2.84LhE1000lW

 

近似取E=1，则 hOW

2.84LhE1000lW

2.8436000.000535

110000.53

0.0067m

取上层清液层高度hL30mm

hw0.060.00670.0533m 3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.53

0.66 D0.8

查附图2弓形降液管参数，得

AfAT

0.0722

Wd

0.124 D

故

Af0.0722AT0.07220.5030.036m2Wd0.124D0.1240.80.099m

依

3600AfHT

Lh



3～5验算液体在降液管中停留时间，即 36000.0360.40

22.10s5s

0.0006573600



3600AfHT

Lh

故降液管设计合理。 4）降液管底隙高度ho ho

Lh

'

3600lwo

'

取 u00.08m/s

则 ho

Lh0.0005353600

0.0126m '

3600lwo36000.530.08

hWh00.05330.01260.0407m0.006m

故降液管底隙高度设计合理

'

选用凹形受液盘，深度hW41mm

6.2塔板布置

1）塔板的分块

因D800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块 2）边缘区宽度确定

取WsWs'0.065m， Wc0.035m 3）开孔区面积计算

R21x22由式：Aa2xRxsin计算开空区面积，其中：

180R

R

D0.8

WC0.0350.365m22

，

x

D0.8WdWs0.150.0650.211m； 22

所以

0.211

Aa20.0.36520.21120.3652sin10.586m2 1800.5654）筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径

d05mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d015mm 筛孔数目为n n

1.1551.1550.586

A3009 a22t0.015

d020.0052

)0.907()10.1% t0.015

开孔率为 0.907(

气体通过阀孔的气速为

u0

Vs0.396.59 A00.1010.586

7、筛板的流体力学验算 7.1塔板压降

1）干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算

uohc0.051c0

由

d0



VL 



5

1.67，查附图3干筛孔的流量系数图，得，c00.772 3

6.5922.873

)()0.0125m 0.772849.87

故 hc0.051(

2）气体通过液层的阻力h1的计算

气体通过液层的阻力h1由式h1hL计算， h1hL ua

Vs0.39

0.835m/s

ATAf0.5030.036

F00.8352.8731.415kg0.5/sm0.5

查附图充气系数关联图，得



0.67

故 h1hL(hwhow)0.67(0.05330.0067)0.0402m液柱

气体通过每层塔板的压降为

PPhPLg0.0402849.789.81335.1Pa0.7kP

故，设计允许

7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。

7.3液沫夹带

液沫夹带由下式计算

5.710ua eV

HhLfT

6

 

3.2

hf2.5hL2.50.51.25m 故

5.710aeV

HhfT

6





3.2

5.71060.83521.101030.40.15

3.2

0.0082kg液/kg气0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带eV在允许范围内。

7.4液漏

对筛板塔，漏液点气速u0,min，可由下式计算 u0,min4.4C00.00560.13hLhLV

u0,min4.40.7720.00560.130.050.002849.782.8735.86

实际孔速 u09.21m/su0,min 稳定系数为

K

u0u0,min



9.21

1.571.5 5.86

故在本设计中无明显漏夜。

7.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系 HdHThW

苯—氯苯物系属一般物系，取0.5，则 HThW0.50.40.05330.2266m

而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

'

0.1530.080.001m hd0.153u0

2

2

液柱 HdhphLhd0.04020.050.0010.0912m所以 HdHThW 故在本设计中不会发生液泛现象

8、塔板负荷性能图 8.1漏液线

由u0,min4.4C00.00560.13hLhLV u0,min

Vs,minA0

hLhWhOW hOW

2.84Lh

E1000lW

 



得

Vs,min

2.84Lh

4.4C0AO0.00560.13hWEl1000W

hLV



2.84849.783600Ls

Vs,min4.40.7720.1010.0.00560.130.04610.0020

10002.8730.53

整理得 Vs,min3.0.009810.136Ls

2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示 LS,m3/s VS,m3/s

0.0002 0.350524

0.0012 0.368334

0.0022

0.0032

0.0042

0.380545 0.390667 0.399549

由上表数据即可作出漏液线1

8.2液沫夹带线

以eV0.1液kg/kg气为限，求VS—LS关系如下：

5.710uaeV

HhLfT

6

 

3.2

ua

VsVs

2.14Vs

ATAf0.5030.036

hf2.5hL2.5(hWhOW) hW0.0533

how

2.843600Ls110000.53

2/3

1.05Ls

2/3

2/3

2/3

故

hf0.1282.6Ls

HThf0.2722.6Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

2.141VS5.7106

0.132/321.10100.2722.6LS

3.2

整理得：VS0.8077.7093LS

2/3

由上表数据即可作出液沫夹带线2

8.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由下式计算

hOW

2.84Lh

E1000lW





0.006m

取E=1，则

0.00610000.53

LS,min0.000452m/s 

2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

8.4液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算



AfHTLs

4 AfHTLS

0.0360.4

0.0036m3/s 4

故 LS,max



据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

8.5液泛线

令HdHThW

由HdhphLhd;hphch1h;h1hL;hLhWhOW 连立得

HT1hW1hOWhchdh

忽略h，将hOW与LS,hd与L，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

'a'Vs2b'c'L2sds

式中 a'

0.051V

2

A0c0L 

b'HT1hW c'

0.153

(lWh0)2

3600'3

d2.8410E1l

W

带入有关数据得

V0.0512.8730.083L2849.870.1010.7720.586

b'HT(1)hw0.50.40.50.6510.0510.141a'

0.051(A0c0)2

c0.153/lwh00.153/0.530.0114510.47

'

2

2

2/3

3600

d'2.84103E1l

w

2/3

3600

2.8410110.65

0.53

3

1.689

故 VS

2

1.69954343.01l220.349Ls

S2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

依表中数据作出液泛线5，

在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。

精馏段筛板负荷性能图

由图得，

VS,man1.075m3/sVs,min0.317m/s

3

故操作弹性为

Vs,manVs,min



1.075

3.391 0.317

四、设计结果列表

序号 1 2 3 4 5

项目

平均温度tm, ℃ 气相压力Pm，KPa 气相流量Vs，（m/s） 液相流量Ls, (m/s ) 实际塔板数

33

数值 90.5 107.8 0.597 0.0016 21

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

有效段高度Z，m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高,m 板上液层高度,m 堰上液层高度,m 降液管底隙高度,m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 开孔区面积,m 筛孔直径,m 筛孔数目 孔中心距,m 开孔率,% 空塔气速,m/s 筛孔气速, m/s 稳定系数 每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限

液沫夹带eV,(kg液/kg气) 气相负荷上限，m/s 气相负荷下限，m/s 操作弹性

33

33

2

9.2 0.8 0.4 单溢流 弓形 0.53 0.0533 0.06 0.0067 0.00126 0.065 0.035 0.586 0.005 3009 0.015 10.1 0.432 6.59 1.57 335.1 液泛控制 漏液控制 0.0082 1.057 0.317 3.4

五、总结

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。 通过本次课程设计，更好的认识和理解了精馏塔的设计以及工作原理。本次设计存在很多缺点与不足，望老师加以指正。