苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计
化工原理课程设计-苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
化工原理课程设计苯－氯苯分离过程板式精馏塔设计设计题目：设计者：学号：专业：石油与化工学院班级：化工本141 班指导教师：设计时间：2016年12月20日目录一、概述 (4)1、精馏与塔设备简介 (4)2、筛板塔的特点 (5)3、体系介绍 (6)4、设计要求 (6)二、设计说明书 (6)(1)设计单元操作方案简介 (6)(2)筛板塔设计须知 (7)(3)筛板塔的设计程序 (7)(4)塔板操作情况的校核计算一一作负荷性能图及确定确定操作点7三•设计计算书 (7)1. 设计参数的确定 (7)1.1进料热状态 (7)1.2加热方式 (8)1.3回流比(R)的选择 (8)1.4塔顶冷凝水的选择 (8)2. 流程简介及流程图 (8)2.1流程简介 (8)2.2流程简介图 (9)3. 理论塔板数的计算与实际板数的确定 (10)3.1理论板数的确定 (10)3.1.1物料恒算 (10)3.1.2 q线方程 ....................................................... 错误!未定义书签。
3.1.3平衡线方程 (10)3.1.4 R min 和R 的确定 (12)3.1.5精馏段操作线方程 (13)3.1.6 提镏段操作线方程 (13)3.1.7图解法求理论塔板数 (13)3.2实际塔板数确定 (14)4. 精馏塔工艺条件计算 (14)4.2操作温度的计算 (14)4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 (15)4.4热量衡算 (20)4.5热量衡算 (21)4.6塔径的确定 (22)4.7塔有效高度....................................................... 错误!未定义书签。
4.8整体塔高 (25)5. 塔板主要参数确定 (25)5.1溢流装置 (25)5.2塔板布置及筛孔数目与排列 (27)6. 筛板的流体力学计算 (28)6.1塔板压降 (28)6.2 雾沫夹带量e V的计算 (30)6.3漏液的验算 (31)6.4液泛验算 (31)7. 塔板负荷性能图 (32)7.1液沫夹带线 (32)7.2液泛线 (33)7.3液相负荷上限线 (34)7.4液相负荷下线 (35)8. 辅助设备及零件设计 (38)8.1 塔 (38)8.2塔的接管 (39)8.4塔的附属设计 (41)9. 参考文献及设计手册 (42)请参考课42 四、设计感想各级标题的层次不对程设计课本165 页标题的设置方法，另外每章的表和图要按照顺序进行命名。
苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计课程设计
苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计课程设计化工原理设计化工原理课程设计题目苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计学院名称化学化工学院指导教师职称班级学号学生姓名年月日目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 (1)设计内容及要求 (2)引言 (3)一、设计方案的确定 (4)二、精馏塔的物料衡算 (7)三、塔板数的确定 (7)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)五、精馏塔的工艺尺寸计算 (13)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)七、筛板的流体力学验算 (18)八、塔板负荷性能图 (20)九、各接管尺寸的确定 (24)十、塔体设计总表 (27)十一、苯－氯苯精馏生产工艺流程图 (29)十二、对设计过程的评述和有关问题的讨论 (30)结论 (31)参考文献 (32)谢辞 (33)化工原理设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计指导老师：摘要：本设计对苯—氯苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。
2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。
3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。
4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。
本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—氯苯；分离过程；精馏塔The Design of sieve plate-distillation Tower abouttheSeparating Process of Benzene-chlorobenzeneAbstract: A suit of equipment of sieve distillation column devices which make Benzene separate from chlorobenzene has been designed. The main work comprising: 1. The main processes and programmes of the production have been selected and determined.2.The main container filler tower has been designed,including ①the balance reckon of the sieve plate tower ②the number of the tower plank has been determinated ③the calculation of properties of matter date ④the size of the Distillation tower has been computed ⑤The main tray sizeof the distillation tower.has been reckoned3. Production craftwork flow chart and design condition chart of the distillation tower have been drawn. 4.The questions of the design process have been discussed and reviewed. The design is simple and reasonable, and can meet the needs of the initial production process,a certain role in guiding the practice.设计内容及要求一、设计任务：每小时生产99.5%的氯苯4.5吨塔顶馏出液中含氯苯≤2%，原料液中含氯苯40%（wt%）。
化工原理设计苯氯苯浮阀塔设计
化工原理设计苯氯苯浮阀塔设计化工原理设计苯氯苯浮阀塔设计化工生产过程中，分离和提纯是非常重要的步骤。
苯和氯苯是两种在工业上广泛使用的有机化合物，生产过程中需要通过分离提纯进行生产。
其中，苯氯苯浮阀塔是一种常见的分离设备。
本文将从苯和氯苯的性质、化工原理、苯氯苯浮阀塔的原理及设计等方面进行探讨。
1.苯和氯苯的性质苯分子式为C6H6，为无色透明液体，具有特殊的芳香味。
苯的沸点为80.1℃，密度为0.88g/cm³。
它是一种非极性分子，溶于乙醇、乙醚、丙酮等有机溶剂，不溶于水。
苯可以用作溶剂、合成原料等，广泛应用于化学、医药、染料等行业。
氯苯是通过苯和氯气反应合成的有机化合物，包括单氯苯、邻氯苯、间氯苯和对氯苯。
这些化合物都是有毒的，不同的氯苯在性质上有所不同。
氯苯的沸点随着氯原子的位置变化而有所不同。
若氯原子与苯环相邻，则沸点较高，若氯原子与苯环对位，则沸点较低。
氯苯可以用于一些特定的化学反应过程中，也常被用作农药和杀虫剂等。
2.化工原理苯氯苯浮阀塔的原理是基于两种化合物的不同挥发性实现的。
一般来讲，苯挥发性较强，氯苯挥发性相对较弱。
在苯氯苯浮阀塔内，苯和氯苯混合气体被送入浮阀塔中，由于苯的挥发性较强，因此苯会比氯苯更快地上升并在顶部冷凝成液态，随着阀门的打开，液态苯进一步下落并在底部收集。
收集的苯再次经过加热、蒸发、冷却等过程，最终达到预期的纯度要求。
3.苯氯苯浮阀塔的设计苯氯苯浮阀塔的设计需要考虑苯和氯苯的物理性质、化学反应过程特点，还需要根据加工工艺、设备实际情况等多方面考虑确定。
苯氯苯浮阀塔具有三个区域：加热区、分离区和冷却区。
加热区通过外加热、蒸汽等方式使苯氯混合物升温达到蒸发要求；分离区设置苯、氯苯的分离板，确保苯、氯苯分离收集；冷却区则使得苯氯混合气体冷却后可回收使用。
在设计苯氯苯浮阀塔时，需要考虑多方面因素，例如：容积、气体流速、倾角、压降、物料平衡及操作安全等。
设计要合理，并不断的优化改进。
化工原理课程设计苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计
化工原理课程设计(苯_氯苯分离精馏塔_浮阀塔设计)
下载可编辑课程设计说明书课程设计名称化工原理课程设计课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计姓名__________________________学号___________________________专'业化学工程与工艺学院牛命科学技术学院指导教师 ________________________化工原理课程设计任务书(一) 设计题目苯- 氯苯连续精馏塔的设计( 二) 设计任务及操作条件设计任务(1) 原料液中含氯苯32% (质量) 。
(2) 塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％(质量) 。
(3) 处理量250 kmol/h操作条件⑴塔顶压强4KPa表压)，单板压降小于0.7KPa。
(2) 进料热状态自选。
(3) 回流比R=( 1 . 1 -3 )R min 。
(4) 塔釜加热蒸汽压力0.45MPa设备型式F1 型浮阀塔设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。
三)设计内容1 )．设计说明书的内容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；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
9) 辅助设备的设计与选型2．设计图纸要求：1) 绘制工艺流程图2）绘制精馏塔装置图（四）参考资料1 •物性数据的计算与图表2•化工工艺设计手册3 •化工过程及设备设计4 •化学工程手册5.化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据其他物性数据可查有关手册。
目录前言 (6)1．设计方案的思考. (6)2. 设计方案的特点. (6)3 ．工艺流程的确定. (6)一．设备工艺条件的计算. (8)1．设计方案的确定及工艺流程的说明 (8)2 ．全塔的物料衡算. (8)2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (8)2.2 平均摩尔质量. (8)2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (8)3 ．塔板数的确定. (9)3.1理论塔板数N T的求取 (9)3.2 确定操作的回流比R (10)3.3 求理论塔板数 (11)3.4 全塔效率E T (12)3.5 实际塔板数N p（近似取两段效率相同） (13)4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13)4.1 平均压强p m (13)4.2 平均温度t m (14)4.3 平均分子量M m (14)4.4平均密度p (15)4.5液体的平均表面张力怖 (16)4.6液体的平均粘度比口 ......................................................... 仃4.7 气液相体积流量 (18)6 主要设备工艺尺寸设计 (19)6.1 塔径 (19)7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (20)7.1 溢流装置 (20)7.2 塔板布置 (23)塔板流的体力学计算. (25)1 塔板压降2 液泛计算 (27)253 雾沫夹带的计算 (28)4 塔板负荷性能图 (30)4.1 雾沫夹带上限线. (30)4.2 液泛线. (31)4.3 液相负荷上限线. (32)4.4 气体负荷下限线（漏液线）. (33)4.5 液相负荷下限线. (33)三板式塔的结构与附属设备 (35)1 塔顶空间 (35)2 塔底空间 (36)3 人孔数目 (36)4 塔高 (36)浮阀塔总体设备结构简图： (37)5 接管 (38)5.1 进料管. (38)5.2 回流管. (38)5.3 塔顶蒸汽接管. (39)5.4 釜液排出管. (39)5.5 塔釜进气管. (40)6 法兰 (40)7 筒体与封头 (41)7.1 筒体. (41)7.2 封头. (41)7.3 裙座. (41)8 附属设备设计 (41)8.1 泵的计算及选型. (41)8.2 冷凝器. (42)8.3 再沸器. (43)四计算结果总汇 (44)五结束语 (45)六符号说明： (45)、八前言1．设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格①25〜100mm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。
苯与氯苯课程设计--苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计
化工原理课程设计设计题目：苯—氯苯分离过程板式精馏塔设计专业：化学工程与工艺2012 年 6 月7 日目录一．要求书 (4)1.1 设计任务 (4)1.2 操作条件 (4)二.设计内容 (5)2.1设计方案的选择及流程说明 (5)2.2工艺计算 (5)2.2.1精馏塔物料衡算 (5)2.2.2物料衡算 (6)三.精馏段的设计 (7)3．1精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)3.2精馏段主要设备工艺尺寸设计 (10)3.2.1.塔径的计算 (10)3.2.2.精馏塔有效高度的计算 (11)3.2.3.精馏段塔板主要工艺尺寸计算 (12)3.2.4.塔板布置 (12)3.3精馏段塔板的流体力学校核 (13)3.3.1.塔板压降 (15)3.3.2.液面落差 (15)3.3.3．液沫夹带 (13)3.3.4．漏液 (14)3.3.5．液泛 (14)3.4 精馏段汽液负荷性能图 (15)3.4.1．漏液线 (15)3.4.2．液沫夹带线 (15)3.4.3．液相符合下限线 (16)3.4.4．液相符合上限线 (16)3.4.5．液泛线 (15)四．提馏段的设计 (18)4.1提留段的工艺条件及有关物性数据的计算 (18)4.2提镏段主要设备工艺尺寸设计 (20)4.2.1.提镏段塔径的计算 (20)4.2.2提馏段塔板主要工艺尺寸计算 (20)4.2.3.塔板布置................. 错误！未定义书签。
4.3塔板的流体力学校核 (22)4.3.1.塔板压降 (22)4.3.2.液面落差 (23)4.3.3．液沫夹带 (23)4.3.4．漏液 (23)4.3.5．液泛 (24)4．4塔板的负荷性能图 (24)4.4.1．漏液线 (24)4.4.2．液沫夹带线 (25)4.4.3．液相符合下限线 (25)4.4.4．液相符合上限线 (25)4.4.5．液泛线 (25)五.总塔高、总压降及接管尺寸的确定 (27)5．1接管 (27)5.2．筒体与封头 (27)5.3．除沫器 (28)5.4．裙座 (28)5.5．吊住 (28)5.6．人孔 (28)5.7．塔总体高度的设计 (28)六.辅助设备选型与计算 (29)6．1冷凝器的选择 (29)6.2再沸器的选择 (29)苯—氯苯混合液连续精馏塔设计一．要求书1.1 设计任务生产能力（进料量）：130000kg/h操作周期：每年300天，每天24小时连续运行进料组成：X F = 38%（质量分率，下同）塔顶产品组成：X D=99%塔底产品组成：X W=2%1.2 操作条件操作压力：塔顶压强4kPa（表压）塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压) 单板压降不大于0.7kPa进料热状态：泡点进料 (q=1)单板压降：≯0.7 kPa回流比： R=(1.1～2.0)Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为：0.6二.设计内容2.1设计方案的选择及流程说明本设计任务为分离苯—氯苯混合液。
苯～氯苯分离过程板式精馏塔设计
苯～氯苯分离过程板式精馏塔设计化工原理课程设计设计课题：苯~氯苯分离过程板式精馏塔设计年级2022级专业化学工程与工艺设计者姓名学号完成日期2022年某月某日指导老师目录一、设计概述81塔设备在化工生产中的作用与地位82塔设备的分类83板式塔83.1泡罩塔83.2筛板塔93.3浮阀塔9二、设计方案的确定及流程说明9三、塔的工艺计算11四、精馏塔的物料衡算121.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率122.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量133.物料衡算13五、塔板数的确定131.q值的计算132.理论板数的确定132.2精馏塔的气液相负荷152.3求操作线方程152.4求理论板数：逐板法（塔顶全凝器）152.5板效率16六、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算171操作压力计算172操作温度计算173平均摩尔质量计算174平均密度计算184.1气相平均密度计算184.2液相平均密度计算194.3液体平均黏度计算20七、精馏塔的塔体的工艺尺寸计算211．塔径的计算212.操作压力计算223.操作温度计算224.平均摩尔质量计算225.平均密度计算235.1气相平均密度计算235.2液体表面张力计算245.3液体平均黏度计算24八、提馏塔的塔体工艺尺寸的计算251．塔径的计算252.提馏塔有效高度的计算26九、塔板主要工艺尺寸的计算261.溢流装置计算261.1堰长271.2溢流堰高度271.3弓形降液管宽度和截面和271.4降液管底隙高度282.塔板布置282.1边缘区宽度确定282.2开孔区面积按式计算，即282.3筛孔计算及排列29十、流体力学验算291、塔板压降291.1干板阻力的计算291.2气体通过液层的阻力的计算302.液面落差303.液沫夹带304.漏液315.液泛316.塔板负荷326.1漏液线326.2液沫夹带线326.3液相负荷下限线336.4液相负荷上限线346.5液泛线34十一、附属设备及主要附件的选型和计算351..在沸气的热量衡算352.全凝器热量衡算36十二、设计结果列表37十三、设计结果与讨论和说明391、设计结果自我评价39十四、结束语40参考文献：40十五、思考题41符号说明英文字母Aα－阀孔的鼓泡面积m2Af－降液管面积m2AT－塔截面积m2b－操作线截距c－负荷系数（无因次）c0－流量系数（无因次）D－塔顶流出液量kmol/hD－塔径md0－阀孔直径mET－全塔效率（无因次）E－液体收缩系数（无因次）－物沫夹带线kg液/kg气F－进料流量kmol/hF0－阀孔动能因子m/g－重力加速度m/2HT－板间距mH－塔高mHd－清液高度mhc－与平板压强相当的液柱高度mhd－与液体流径降液管的压降相当液柱高度mhr－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度mhf－板上鼓泡高度mhL－板上液层高度mh0－降液管底隙高度mh02v－堰上液层高度mhp－与板上压强相当的液层高度mhσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度mh2v－溢液堰高度mK－物性系数（无因次）L－塔内下降液体的流量m3/Lw－溢流堰长度mM－分子量kg/kmolN－塔板数Np－实际塔板数NT－理论塔板数P－操作压强PaΔP－压强降Paq－进料状态参数R－回流比Rmin－最小回流比u－空塔气速m/w－釜残液流量kmol/hwc－边缘区宽度mwd－弓形降液管的宽度mw －脱气区宽度m某－液相中易挥发组分的摩尔分率y－气相中易挥发组分的摩尔分率z－塔高m希腊字母α－相对挥发度μ－粘度Cpρ－密度kg/m3σ－表面张力下标r－气相L－液相l－精馏段q－q线与平衡线交点min－最小ma某－最大A－易挥发组分B－难挥发组分《化工原理》课程设计任务书一、设计题目试设计一座苯一氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99%的氯苯10000吨，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯38%(以上均为质量分数)二、操作条件(1)塔顶压强:4KP(2)进料热状况:饱和蒸汽进料(3)回流比:R=2R(4)单板压降不大于0.7KP三、设备形式1、筛板塔四、设计工作日每年330天,每天24小时连续运行五、厂址兰州地区六、设计要求1.概述2.设计方案的确定及流程说明3.塔的工艺计算4.塔和塔板主要工艺尺寸的确定（1）.塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2）.塔板的流体力学验算（3）.塔板的负荷性能图5.设计结果一览表6.对本设计的评述一、设计概述1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计苯和氯苯是在化工工业中广泛使用的两种有机溶剂。
在许多工艺过程中，需要对苯和氯苯进行分离，以便获得纯度较高的单一组分。
苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计就是为了实现这一分离目标。
苯和氯苯具有相似的物理性质，如沸点接近、相对挥发度相近等。
因此，采用传统的串级精馏方法往往需要多个精馏塔，投资和操作成本较高。
为了降低成本并提高分离效率，设计一个优化的板式精馏塔变得十分必要。
通过合理的板式精馏塔设计，可以充分利用板式精馏塔的优势，如高效传质、较小的压降等。
精心设计的板式精馏塔可以提高分离效率，减少能源消耗，同时降低设备投资和操作费用。
因此，苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计具有重要的实际意义和应用价值。
通过研究和设计出适用于该特定分离过程的精密精馏塔，可以为化工工业提供经济高效的分离方案，促进工艺的改进和发展。
板式精馏塔是一种常见的分离设备，它基于传质和传热原理实现液体混合物的分离。
板式精馏塔通过在塔内设置多层狭窄的板材，形成一系列的塔板，每个塔板上分别装置气液分布装置，以实现液体和气体的充分接触与混合。
传质原理在板式精馏塔中，传质是实现液相和气相分离的关键。
当气体从塔底部向上通过塔板时，与塔板上的液体接触，发生传质过程。
传质主要通过质量扩散实现，其中气体中的组分会逐渐向液相扩散，而液体中的组分会逐渐向气相扩散。
这样，液态和气态组分之间的质量传递就得以实现，从而实现分离。
传热原理传热在板式精馏塔中扮演着重要角色，它是实现温度差异对液体和气体组分蒸发和冷凝的关键。
在塔内，热量从塔底部通过液体传递到塔顶部，使部分液体蒸发成气体。
而在塔顶部，冷凝器对气体进行冷凝，使其变为液体。
这样，通过热量的传递和相变过程，液体和气体的分离就得以实现。
综上所述，板式精馏塔通过传质和传热原理实现苯和氯苯分离。
通过控制塔板上液体和气体的接触和传递过程，可以实现两种组分之间的有效分离。
本文将详细讲解苯-氯苯分离过程板式精馏塔的设计步骤，包括物料平衡、能量平衡、传质计算、板式选型等。
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摘要本设计书对苯和氯苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算等。
采用浮阀精馏塔，塔高14.37米，塔径1.2米，计算理论板数为8。
算得全塔效率为0.52。
塔顶使用全凝器，部分回流。
精馏段实际板数为6，提馏段实际板数为11。
通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。
经过对塔设备的强度计算，满足设计要求。
关键词：分离提纯或回收苯__氯苯精馏浮阀塔设备结构一．苯-氯苯分离过程浮阀板式精馏塔设计任务1.1设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98%的氯苯3.2万吨/年，塔顶馏出液中苯含量不低于98%，塔底馏出液中苯含量不高于0.2%，原料液中含苯65%（以上均为质量%）。
1.2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；1.3塔板类型浮阀塔板（F1型）。
1.4工作日每年330天，每天24小时连续运行。
1.5厂址厂址为天津地区。
1.6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；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。
二、塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F ＝5000kg/h ；65.0=F x ；985.015.01=-=D x ；01.0=W x ；回流比R （自选）；进料热状况，1=q ；塔顶压强，kPa P 4=塔顶；单板压降不大于kPa 7.0。
已知数据如下表所示：表3-1 苯和氯苯的物理性质表3-2 苯和氯苯的饱和蒸汽压表3-3 液体的表面张力（σ）表3-4 苯与氯苯的液相密度表3-5 液体粘度µL2.1塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率986.0559.112/0.2114.78/0.98114.78/0.98x D =+=00288.0559.112/8.99114.78/2.0114.78/2.0x W =+=2）平均分子量Kmol Kg M F /48.87559.112)728.01(114.78728.0=⨯-+⨯=Km ol/Kg 60.78559.112)986.01(114.78986.0M D =⨯-+⨯=Km ol /Kg 50.112559.112)00288.01(114.7800288.0M W =⨯-+⨯=728.0559.112/35114.78/65114.78/65=+=F x2.2、全塔物料衡算总物料衡算 5000''=+W D （1）易挥发组分物料衡算 500065.0'01.0'985.0⨯=+W D （2）联立上式（1）、（2）解得：h kg F 5000'= h kg 88.3312'D =h kg 12.1687'W =∴ 57.1687.485000F =='=F M F h Kmol / 42.1578.603312.88M D D D =='=h Kmol / 15.00112.5012.1687M W W W =='=h Kmol / 2.3塔板数的确定2.2.3.1塔板数T N 的计算在本设计中，苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数T N 。
其计算方法如下：（1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作x-y 图及t -x-y 图（如下图所示）。
通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表3-2，通过表在t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c 点（w x 、w x ）、e 点（F x 、F x ）、a 点（D x 、D x ）三点；（2）求最小回流比min R 及操作回流比R 。
因气液混合进料（液：气=1：2）即1=q ，所以其q 线方程为：10.72830.5 1.09211111133F x q y x x q q =-=-=-+----，在x-y 图中对角线上自点e 作出进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为（520.0,830.0==q q x y ），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。
依最小回流比计算式：50.0520.0830.0830.0986.0x y y x R qq q D min =--=--=。
取操作回流比：00.150.02R 2R min =⨯==。
精馏段操作线方程：493.0x 500.0100.1986.0x 100.100.1x 1R 1x 1R R y D +=+++=+++=其截距为0.493即点)493.0,0(b ，连接点b 和点a 可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点d ，连接点d 、点c 可作出提馏段操作线方程。
按照常规的图解法作梯级可得：819N T =-=层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为3层，提馏段为5层（不包括再沸器），第4层为加料板图如上图所示 2.2.3.2 全塔效率T E依式：m T E μlg 616.017.0-=，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y 图，求得塔平均温度为：9.105230.8050.131=+℃，由表 3-5 及内插知该温度下苯和氯苯的粘度为：9.1051201009.105215.0255.0--=μ--μ苯苯 ∴ s mPa 243.0⋅=μ苯9.1051201009.105313.0363.0--=μ--μ氯苯氯苯 ∴ s mPa 348.0⋅=μ氯苯该温度下进料液相平均粘度为：()s.m Pa 272.0348.0728.01243.0728.0)x 1(x F F m ⋅=⨯-+⨯=μ-+μ⨯=μ氯苯苯则 %52518.0272.0lg 616.017.0lg 616.017.0E m T ≈=-=μ-= 2.2.3.3 实际塔板数N精馏段：（层）精68.552.03≈==N 提馏段： 5.59.610.580.52N ==≈提（层）故实际塔板数：61117N =+=（层）2.2.3.4操作压强m P塔顶压强4101.3105.3D P kPa =+=，取每层板的压降为0.7kPa ，则进料板的压强为：60.7105.3109.5F P kPa =⨯+=，塔底压强为：100.7216.5W F P P kPa =+⨯=，故精馏段平均操作压强为：105.3109.5107.42m P kPa +==（精），提馏段平均操作压强为：109.5216.51632m P kPa +==（提）2.2.3.5 温度m t根据操作压强,经计算得塔顶,C 71.89t 0D =，进料板温度C 71.87t 0F =，塔底：00.130t W =C 0，则精馏段的平均温度：C 71.88271.8771.89t 0m =+=，精，提馏段的平均温度：86.108200.13071.87t ,m =+=提C 0。
2.2.3.6 平均分子量m M塔顶：10.986D x y ==，10.940x =0.98678.114(10.986)112.55978.59/VDm M Kg Kmol =⨯+-⨯=0.94078.114(10.940)112.55980.18/LDm M Kg Kmol =⨯+-⨯=进料板：936.0y F =，0.728F x =()Km ol /Kg 32.80559.112936.01114.78936.0M VFm =⨯-+⨯=()0.72878.11410.728112.55987.48/LFm M Kg Kmol =⨯+-⨯=塔底： 00288.0x w =, 0.0108w y =()0.010878.11410.0108112.559112.19/VWm M Kg Kmol =⨯+-⨯= ()Km ol /Kg 46.112559.11200288.01114.7800288.0M LWm =⨯-+⨯= 则精馏段平均分子量：78.5980.3279.46/2Vm M kg kmol+==（精），(80.1887.4883.83/2Lm M kg kmol +==精）提馏段平均分子量：80.32112.1996.26/2Vm M kg kmol+==（提），(87.48112.4699.97/2Lm M kg kmol +==提）2.2.3.7 平均密度m ρ 1）液相密度Lm ρ根据主要基础数据表3-4，由内插法得：塔顶：3LA m /Kg 35.805=ρ，3LB m /Kg 32.1028=ρ，塔底：3LA m /Kg 00.757=ρ，3LB m /Kg 00.985=ρ，加料板：3LA m /Kg 72.807=ρ，3LB m /Kg 50.1030=ρ由LBBLAALma a ρρρ+=1（a 为质量分率）故塔顶：32.1028020.035.805980.01LmD+=ρ，即3LmD m /Kg 86.808=ρ；塔底：00.985998.000.757002.01LmW+=ρ，即3LmW m /Kg 41.984=ρ；进料板，由加料板液相组成731.0x A =65.0559.112731.01114.78731.0114.78731.0a A =⨯-+⨯⨯=）（50.103065.0172.80765.01LmF-+=ρ，故3LmF m /Kg 84.873=ρ故精馏段平均液相密度：841.352873.84808.86Lm =+=ρ（精）3/m Kg提馏段平均液相密度：3(Lm 929.12kg/m 2873.84984.41=+=ρ提）2） 气相密度mV ρ()383.4179.462.20/8.31488.71273.1M V mvm P M Kg m RTρ⨯===⨯+（精）（精）()389.0196.26 2.70/8.314108.86273.1M V m vm P M Kg m RT ρ⨯===⨯+（提）（提）2.2.3.8. 液体表面张力m σBB A A BA m x x σ+σσσ=σ根据主要基础数据表3-3，由内插法得：20.62mN/m A σ=顶,25.71mN/m B σ=顶，20.74mN/m A σ=进,25.79mN/m B σ=进，18.2mN/m A σ=底，24.1/B mN m σ=底。