苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
一、设计方案的确定及工艺流程的说明。
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。
塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
一）装置设备：
蒸馏装置包括精馏塔、原料预热塔、塔釜再沸器、塔顶汽相冷凝器、塔釜采出产品和塔顶馏出产品冷却器、原料液和产品贮罐、物料输送机等设备。
二）进料热状况：
进料有五种热状况：过热蒸汽、饱和蒸汽、气液混合物、饱和液体和过冷液体。从原理上讲，要使回流充分发挥作用，全部冷量应由塔顶加入，全部热量应由塔底加入。原料不应该作任何预热。
在实际设计过程中，较多的是将料液预热到泡点或接近泡点才送入精馏塔。这样，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。而且，精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径可以相同，设计制造也比较方便。
有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用饱和蒸汽进料。
必须注意的是，在实际设计中进料状态与总费用、操作调解方便与否有关，还与整个车间的流程安排有关，需从整体上综合考虑。
三）加热方式：
精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式，把蒸汽直接通入塔釜以汽化釜液。这样，只需在塔釜内安装鼓泡管，就可以省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽来进行加热，操作费用和设备费用均可降低。
若釜液粘度很大，用间壁式换热器加热困难，此时用直接蒸汽可取得很好的效果。
四）回流比：
回流比是精馏操作的重要工艺参数，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。回流比去最小回流比的1.2~2倍，为了节能，倾向于较小的值，也可以取最小回流比的1.
1~1.5倍。先求最少理论版数n，再选用若干个r值，利用吉利兰图求出对应理论板数n，并作出n-r曲线，从中找出适宜的操作回流比r。
也可作出r对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜的回流比。
五）筛孔塔板：
筛孔塔板简称筛板，筛板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径和大孔径筛板两类。工业中以小孔径筛板为主。
筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，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、黏度大的物料。
必须指出的是，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏夜，使得操作弹性减小，传质效率下降。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补上述不足，故应用日益广泛。
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和112.61kg/kmol。
二）平均摩尔质量。
三）料液及塔顶底产品的摩尔流率。
依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算：
三、塔板数的确定。
一）理论塔板数的求取。
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级**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**方程求取。
依据，，将所得计算结果列表如下：
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。
2.确定操作的回流比r
将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：
3.求理论塔板数（两种方法）
方法一：**法。
精馏段操作线：
提馏段操作线为过和两点的直线。
苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的**
苯-氯苯物系的温度组成图。
解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。
方法二：吉利兰图法。
其中， 精馏段
提馏段。求得，综合两种方法，第二种方法塔板数最大为11。
二）实际塔板数。
1.全塔效率
选用公式计算。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：，。
2.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。
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。
取每层塔板压降为0.7kpa计算。
塔顶： 加料板：
平均压强：
二）平均温度。
查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为88℃。
三）平均分子量。
塔顶： ，查相平衡图）
加料板：，（查相平衡图）
精馏段： 四）平均密度。
1.液相平均密度。
塔顶： 进料板：
精馏段： 2.汽相平均密度。
五）液体的平均表面张力。
塔顶：；（80℃）
进料板：；（88℃）
精馏段： 六）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：
五、精馏段的汽液负荷计算。
汽相摩尔流率。
汽相体积流量。
汽相体积流量。
液相回流摩尔流率。
液相体积流量。
液相体积流量。
冷凝器的热负荷。
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通用关联图得。
负荷因子。泛点气速：
m/s3.操作气速。
取。4.精馏段的塔径。
圆整取，此时的操作气速。
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、平形受液盘，且不设进口内堰。
1）溢流堰长（出口堰长）
取。堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
2）出口堰高。
对平直堰。由及，查化工原理图11-11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）
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mm， mm。
2）开孔区面积。
式中： 3.开孔数和开孔率。
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。
每层塔板的开孔数（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。
气体通过筛孔的孔速。
4.精馏段的塔高。
七、塔板上的流体力学验算。
一）气体通过筛板压降和的验算。
1.气体通过干板的压降。
式中孔流系数由查图11-10得出，。
2.气体通过板上液层的压降。
式中充气系数的求取如下：
气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：
动能因子。查化原图11-12得（一般可近似取）。
3.气体克服液体表面张力产生的压降。
4.气体通过筛板的压降（单板压降）和。
满足工艺要求）。
二）雾沫夹带量的验算。
式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
三）漏液的验算。
漏液点的气速。
筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）
四）液泛的验算。
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度。
成立，故不会产生液泛。
通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。
八、塔板负荷性能图。
一）雾沫夹带线（1）
式中： 将已知数据代入式（1）
在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：
依据表中数据作出雾沫夹带线（1）
二）液泛线（2）
在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：
依据表中数据作出液泛线（2）
三）液相负荷上限线（3）
四）漏液线（气相负荷下限线）（4）
漏液点气速。整理得：
在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：
依据表中数据作出漏液线（4）
五）液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度m，。
操作气液比
操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：
操作弹性=九、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算。
一）料液预热器。
根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷q ，然后估算预热器的换热面积a ，最后按换热器的设计计算程序执行。
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