苯与氯苯精馏塔设计要点
苯-氯苯连续分离精馏塔设计
苯-氯苯分离精馏塔设计摘要：氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，在生产上应用广泛，由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯，本设计为一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。
本设计选用了效率、经济、安全等各个方面综合性能较好的内件产品，采用了板式精馏塔，塔板选用筛板。
筛板塔结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。
本设计主要完成了工艺计算和设备设计两方面的内容，设计思想主要依照GB150-1998《钢制压力容器》。
工艺计算确定塔径为0.8m，塔总高度为9.9m。
设备设计部分，确定筒体材料为16MnR，筒体名义厚度为8mm。
根据《过程设备设计》及JB4737-95确定封头为标准椭圆型封头，公称直径为800mm，曲面高度200mm，直边高度为25mm，厚度为8mm；液体和气体进出口接管法兰都选用标准为HG20593-97的突面（RF）型板式平焊钢管制法兰(PL)；丝网除沫器选用SP型过滤网；因为本设计没有特殊要求，故选用的是圆筒形裙座，直径为800mm。
最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各人孔和接管的开孔补强计算，筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。
关键词：氯苯；精馏；筛板塔The design of distillation column about the separationOf benzene and chlorobenzeneAbstract:Chlorobenzene as an important basic organic synthesis raw material, widely used in production, the rule of law by a benzene liquid-phase chlorination of p contains a certain amount of benzene, the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy. The design chooses the integrated product of good synthesized function with efficiency, economic, security and other aspects .It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as tray.The sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price,besides liquid drop on the surface of plate is small. It has a low pressure , but a larger capacity of production. At last gas in tower spreads evenly with a higher efficiency of mass transfer . The design completes the process calculation which defines that the tower diameter is 800mm and the overall height is 9.9m, and equipment design which defines that the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8 mm according to the Steel Pressure Vessel (GB150-1998).The design selectes the standard elliptic heads whose diameter is 800mm, surface height is 200mm, straight flange height is 25mm according to the Process Equipment Design and JB4737-95. The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG 20593-97.The wire mesh demister selects the SP filter screen. The design has no specific requirements so that the cylindrical skirt is selected, whose diameter is 800mm..Finally the design conducts the festigkeit and stability ueberpruefung and so on, and defines the thickness and height of the tower body all conform the requirements under the design pressure.Keywords: chlorobenzene,distillation,plate column目录第1章绪论 (1)1.1 精馏原理 (1)1.2 塔设备概述 (1)1.3 氯苯简介 (2)第2章苯-氯苯分离精馏 (3)2.1 工艺流程 (3)2.2设备选型 (4)2.2.1 塔设备的选型 (4)2.2.2 塔板的类型与选择 (5)2.3 操作条件的选择 (6)第3章工艺计算 (7)3.1 计算准备 (7)3.2 精馏塔的物料衡算 (7)3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7)3.2.2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7)3.2.3 物料衡算 (7)3.3 塔板数的确定 (8)3.3.1 理论板层数N T的求取 (8)3.3.2 实际板层数的求取 (10)3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)3.4.1 操作压力计算 (10)3.4.2 操作温度计算 (10)3.4.3 平均摩尔质量计算 (11)3.4.4 平均密度计算 (11)3.4.5 液体平均表面张力计算 (13)3.4.6 液体平均粘度计算 (13)3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (14)3.5.1 塔径的计算 (14)3.5.2 精馏塔有效高度计算 (17)3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)3.6.1 溢流装置计算 (18)3.6.2 塔板布置 (21)3.7 筛板的流体力学验算 (23)3.7.1 塔板压降 (23)3.7.2 液面落差 (25)3.7.3 液沫夹带 (25)3.7.4 漏液 (26)3.7.5 液泛 (26)3.8 塔板负荷性能图 (27)3.8.1 精馏段塔板负荷性能图 (27)3.8.2 提馏段塔板负荷性能图 (30)第4章筒体设计 (36)4.1 材料选择 (36)4.1.1 材料选择依据 (36)4.1.2 材料选择 (37)4.2 结构形式 (37)4.3 筒体厚度确定 (38)4.3.1 计算准备 (38)4.3.2 筒体厚度 (38)第5章封头设计 (40)5.1 封头形式选择 (40)5.1.1 常见封头型式 (40)5.2 封头计算 (41)5.2.1 封头材料 (41)5.2.2 封头厚度的计算 (41)第6章开孔设计 (43)6.1 人孔的选择 (43)6.2 管道内径计算分析 (43)6.2.1 进料管计算 (43)6.2.2 塔顶蒸汽出口管计算 (44)6.2.3 回流管计算 (44)6.2.4 釜液出口管计算 (44)6.2.5 气体进口管计算 (45)6.3 管道法兰选择 (45)第7章开孔补强 (46)7.1 补强结构的选择 (46)7.2 补强计算 (46)7.2.1 开孔所需补强面积 (46)7.2.2 有效补强范围 (47)第8章裙座的选择 (50)第9章辅助装置及附件 (51)9.1 除沫器 (51)9.1.1 操作气速的计算 (51)9.1.2 直径D N的计算 (51)9.2 梯子手柄 (52)9.3 操作平台与梯子 (52)第10章压力试验 (53)10.1 试验目的 (53)10.2 试验压力 (53)10.3 校核试验时圆筒的薄膜应力 (53)结论 (55)致谢 (56)参考文献 (57)第1章绪论1.1 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。
苯和氯苯精馏塔课程设计
苯和氯苯精馏塔课程设计一、引言苯和氯苯是常见的有机化合物，它们在工业生产中有广泛的应用。
苯和氯苯精馏塔是一种有效的分离方法，可以将两者分离出来。
本课程设计旨在探究苯和氯苯精馏塔的原理、设计方法、操作技巧和安全注意事项。
二、原理1. 精馏塔原理精馏是一种利用液体混合物中各组分沸点差异进行分离的物理过程。
精馏塔是一种基于精馏原理设计的设备，通常由填料层和板层组成。
填料层通常由多孔性材料制成，可增加液体与气体之间的接触面积，促进挥发性组分从液相向气相转移；板层则通过板孔将液体和气体分开，使得液体在不同板层之间反复蒸发和凝结，从而实现组分之间的分离。
2. 苯和氯苯之间的沸点差异苯（C6H5）的沸点为80.1℃，而氯苯（C6H5Cl）的沸点为131℃。
因此，在适当温度下，苯和氯苯可以通过精馏塔进行分离。
三、设计方法1. 精馏塔的选择根据物料性质和生产要求，选择合适的精馏塔类型。
常见的精馏塔类型有平板式、填料式、螺旋板式等。
2. 填料的选择填料是影响精馏效果的重要因素之一。
常用的填料有金属网、陶瓷球、聚合物球等。
填料的选取应考虑到其表面积、孔径大小、耐腐蚀性和可再生性等因素。
3. 操作参数的控制在操作过程中，应根据实际情况控制温度、压力和进出料量等参数。
通常情况下，应将温度控制在苯和氯苯沸点之间，并适当增加进出料量以提高分离效率。
4. 填充率的控制填充率是指填料所占据空间与总容积之比。
填充率过高会导致液体无法顺畅流动，从而影响分离效果；而填充率过低则会导致液体在塔内停留时间不足，也会影响分离效果。
一般来说，填充率应控制在50%~70%之间。
四、操作技巧1. 开始操作前应检查设备是否正常运转，并进行必要的维护保养。
2. 在进料前，应先将塔内空气排出，以避免氧化反应和爆炸事故。
3. 操作过程中应注意控制温度、压力和进出料量等参数，并及时调整。
4. 如果发现液位过高或过低，应及时采取措施调整液位。
5. 操作结束后，应清洗设备并进行必要的维护保养。
【精品】苯氯苯分离过程板式精馏塔设计课程设计
海南大学课程设计书系（部、中心）材料与化工学院姓名刘茜学号277专业化学工程与工艺班级10级2班同组人员王娜林达吴小雪龙哲儒课程名称化工原理课程设计设计题目名称苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计起止时间2013.05.15---2013.06.10成绩指导教师签名化工单元设备设计任务书（苯—氯苯精馏装置设计）一、设计题目试设计一座苯-氯苯连续精馏装置,要求年产纯度为99.5%的氯苯26000吨,塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%,原料液含氯苯35%(以上均为质量百分数)。
二、设计条件（一）精馏塔（1）塔顶压力4KPa（表）（2）进料热状态自选(3)回流比自选(4)塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表）(5)单板压降≤0.7KPa（6）全塔效率ET=54%（7）塔板类型——筛板或浮阀塔板（F1型）（二）换热器——配置于精馏装置中的预热器冷凝器冷却器再沸器等选一设计（1）加热介质——饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质——冷却循环水，进口温度30℃，出温度40℃；（3）换热器允许压降≯510Pa；（4）换热器类型——标准型列管式或板式换热器。
三、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。
四、生产厂址海南洋浦工业开发区五、设计内容（一）选择合适的精馏塔（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的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。
（二）选择合适的换热的（1）确定设计方案——选择换热器类型；流动空间及流速的确定。
（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。
目录第1章绪论1.1精馏原理 (5)1.2塔设备概述 (5)1.3氯苯简介 (6)第2章苯-氯苯分离精馏 (7)2.1工艺流程 (7)2.2设备选型 (8)2.2.1塔设备的选型 (8)2.2.2塔板的类型与选择 (9)2.3操作条件的选择... . (10)第3章工艺计算 (10)3.1全塔的物料衡算 (10)3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (10)3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (10)3.1.3原料液及塔顶底产品的摩尔流率 (11)3.2塔板数的确定 (11)3.2.1理论板层数N T的求取 (11)3.2.2实际板层数的求取......................................................... 错误!未指定书签。
化工原理课程设计苯-氯苯精馏塔
化工原理课程设计苯-氯苯精馏塔
苯-氯苯精馏塔是一种常用的化学反应装置，它的主要作
用是分离混合物中的不同组分。
该装置利用液体的沸点来实现分离，可以有效地调节不同物质的比例。
它的基本结构包括精馏塔的体积、高度、温度和压力等参数，以及控制系统和气体供应系统。
苯-氯苯精馏塔的工作原理是将混合物加入到精馏塔中，
混合物中的不同物质会按照它们的沸点从低温到高温依次进行分离。
在精馏塔中，混合物会在蒸汽和冷却水的作用下，进行分离，蒸汽会使低沸点的物质从塔底升至塔顶，而高沸点的物质会沿着塔体下降到塔底，最终实现分离。
苯-氯苯精馏塔具有结构简单、操作方便、操作安全、运
行可靠、成本低等优点，在化工生产中具有重要的应用价值。
苯-氯苯精馏塔的设计要考虑许多因素，包括塔体的体积、高度、温度和压力，以及控制系统和气体供应系统。
精馏塔的体积太小或太大都会影响分离效果，而温度和压力也是影响分离效果的重要因素，控制系统和气体供应系统也必须考虑进去。
苯-氯苯精馏塔是一种常用的化学反应装置，它可以有效
地调节不同物质的比例，在化工生产中具有重要的应用价值。
在设计精馏塔时，要考虑到精馏塔的体积、高度、温度和压力，以及控制系统和气体供应系统，以确保精馏塔的正常运行。
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计.
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)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；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。
苯-氯苯设计条件
一．设计题目
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
二．设计任务及操作条件
(1)进精馏塔的料液含氯苯35%(质量)．其余为苯。
(2)产品的氯苯含量不得低于99.8％(质量)。
(3) 塔顶馏出液中含氯苯不高于2% (质量)。
(4) 进料量12500kg/h，每年330天，每天24小时连续运行。
(5)操作条件
常压精馏塔顶压强4Kpa（表压）；
加压精馏塔顶压强280Kpa（表压）；
进料热状态自选；
回流比R=（1.1～2）R min自选，本文中选R=2R min；
加热蒸汽压强 1.6*106pa（表压）；
单板压降≯0.7Kpa；
1.1
2.2工艺草图
图2-1 精馏塔物料流程简图（按此图修改）
原料先进入常压精馏塔，此塔为常压操作，塔顶采出一部分苯产品，塔釜液经换热后送入加压精馏塔。
加压精馏塔塔顶采出剩余苯，塔釜得到氯苯产品。
双塔精馏流程简单、操作方便、运行稳定。
将传统的单塔精馏改为双塔连续精馏工艺后，利用加压精馏塔塔顶苯蒸汽作为常压精馏塔塔釜加热热源，可显著降低整个精馏工序的能耗，同时加压精馏塔塔顶也无需循环水冷却，有效地降低了精馏工序的能耗。
相对传统单塔精馏过程大约可节省40%的能耗。
常压塔塔顶采出总苯产品流量的55%，剩余苯由加压塔塔顶采出，全部氯苯由加压塔塔釜采出。
计算过程和相关内容参照肖富龙论文。
苯和氯苯精馏塔课程设计案例
苯和氯苯精馏塔课程设计案例标题：苯和氯苯精馏塔课程设计案例第一部分：引言在化工工艺设计领域，精馏塔是一种常用的分离设备，广泛应用于各种化工过程中。
苯和氯苯的精馏塔设计案例是一个非常经典的课程设计项目，涵盖了许多热力学、传质和动力学等方面的知识。
本文将通过深度探讨这个课程设计案例，以帮助读者更全面、深刻地理解苯和氯苯精馏塔设计的关键要素与挑战。
第二部分：基本概念及要求在开始深入探讨之前，我们首先需要了解苯和氯苯分离的基本概念和设计要求。
苯和氯苯在常温常压下具有不同的沸点，因此通过精馏的方式可以实现它们的有效分离。
精馏塔的设计目标是使苯和氯苯分别以高纯度的形式从顶部与底部输出。
还需考虑能耗、设备尺寸和经济性等因素。
第三部分：热力学分析在苯和氯苯精馏塔的热力学分析中，我们将深入研究物质平衡、能量平衡和相平衡等方面的内容。
物质平衡方程可以帮助我们确定顶部和底部的进料和产品流量。
能量平衡方程则用于计算塔内的热量传递和热效率。
而相平衡方程则是为了理解和描述苯和氯苯在不同温度下的相互溶解性，从而优化塔内的分馏效果。
第四部分：传质分析在苯和氯苯精馏塔的传质分析中，我们将探讨传质速率、传质系数和质量传递的关系。
了解传质过程的基本原理对于塔内的传质效果和分离效率有着重要的影响。
我们将讨论传质过程中的界面质量传递、液相和气相传质系数的计算方法，以及塔底的液相回流和顶部的蒸汽相回流对传质的影响。
第五部分：动力学分析在苯和氯苯精馏塔的动力学分析中，我们将详细研究它们的动态行为和稳态操作过程。
了解塔内的动力学特性对于控制塔内的温度、压力和流量等参数具有重要意义。
我们将讨论塔的响应时间、压力平衡和流量控制等方面的知识，以帮助读者更好地理解塔的动态操作和优化。
第六部分：总结与回顾在本文的最后一部分，我们将对苯和氯苯精馏塔课程设计案例进行总结与回顾。
我们会从深度和广度两个维度对所探讨的内容进行总结，以帮助读者更全面、深刻和灵活地理解苯和氯苯精馏塔设计的关键要素与挑战。
苯-氯苯的精馏设计
0 PA 101.08 a 0 =19.684 = 5.14 PB
同理计算剩下的数据列入表 1：常压下苯—氯苯的气液平衡数据 p0 ������ (Kpa) 80 101.08 90 136.33 100 179.55 110 234.08 120 299.25 130 377.72 131.8 385.70 由表 1 可以得知： t(℃) 相对挥发度 a=
1 ρ LFm
= 796.6 + 1021 → ρLFm =873.4Kg/m3
3 精 =（ρLDm +ρLFm ）/2=（820.5+873.4）/2=845Kg/m
0.6
0.4
故精馏段平均液相密度ρLm *气相密度ρVm ρVm
P m M Vm 精 = Rt m 精
= 8.314×(87.5+273)=2.75Kg/m3
1 ρ LDm
= 817 +1039 → ρLDm =820.5Kg/m3
0.684×78 0.684×78+（1−0.684 ）×112.5
0.98 0.02
进料板：由xF =0.684=xA → αA =
= 0.6 → αB = 0.4
t F =97℃时用内差法得知：ρLA =796.6Kg/m3 ;ρLB =1023Kg/m3
V M Vm 精
Vm 精
= 3600 X2.75 =0.41m3 /s
50.53X79.8
L=RD=0.504× 33.6=16.93Kmol/h Ls =3600 ρ
L M Lm 精
Lm 精
= 3600 X 845 =4.7X10−4 m3 /s → Lh =4.7X10−4 X 3600=1.692m3 /h
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化工原理工程设计处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏分离板式塔设计学院：专业：班级：姓名：学号：指导教师：板式精馏塔设计任务书一、设计题目：苯-氯苯体系精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）30000吨／年操作周期7200 小时／年进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同）塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%.2、操作条件操作压力4000Pa（表压）进料热状态q=0.7单板压降： <或=0.7kPa3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型）4、厂址新乡地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计评述目录1.精馏塔的概述 (4)2．设计内容................................................................................................... 错误！未定义书签。
2.1.精馏塔的物料衡算........................................................................... 错误！未定义书签。
2.2.塔板数的确定 (9)2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (16)2.5.塔板主要工艺尺寸的计算 (18)2.6.筛板的流体力学验算 (21)2.7.塔板负荷性能图 (23)设计小结 (29)参考资料 (30)设计说明书1.1塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。
根据塔内汽液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行汽液与传热。
正常操作下，气相为分散相。
液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。
在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。
1.2塔设备的性能指标为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：①使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离；②在塔内使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。
从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：①通量——单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；②分离效率——单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；③适应能力——操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。
塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。
1.3 板式塔与填料塔的比较工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：①生产能力；②分离效率；③塔压降；④操作弹性；⑤结构、制造及造价。
①生产能力填料塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。
②分离效率一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。
在减压、常压和低压（压力小于0.3MP）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。
③塔压降填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。
④操作弹性一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。
⑤结构、制造及造价填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。
1.4精馏原理塔分离均相液态混合物的原理：蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。
由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。
塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
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露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共热。
塔底产品经冷却后送入贮槽。
流程图如上图2.精馏塔的物料衡算生产能力（进料量）30000吨／年操作周期7200 小时／年进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同）塔顶产品组成氯苯含量不得高于1.7%;塔底产品组成含氯苯为98%.2、操作条件操作压力4000Pa（表压）进料热状态q=0.7单板压降： <或=0.7kPa3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型）表5-1 苯和氯苯的物理性质表5-2 液体的表面张力表5-3 苯与氯苯的液相密度表5-4 液体粘度µL2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量 MB=112.561kg/kmol0.6578.110.7270.650.3578.11112.56f x ==+0.98378.110.9880.9830.01778.11112.56D x ==+0.0278.110.0310.020.9878.11112.56w x ==+2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.72778.11(10.727)112.5687.51Kg Kmol F M =⨯+-⨯=W0.98878.11(10.988)112.5678.52Kg Kmol M=⨯+-⨯=D 0.03178.11(10.031)112.56111.57Kg KmolM =⨯+-⨯=2.1.3物料衡算原料处理量F300000003002447.6187.51F Kmol h ⨯==总物料衡算 W D F +=47.61D W =+ 代入 苯物料衡算 47.610.7270.9880D W ⨯=+得 D=34.636Kmol/hW=12.974Kmol/h2.2.塔板数的确定2.2.1理论板层数NT 的求解苯—氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。
①由任务书给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据（表1-1），可得苯—氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：表1-2苯-氯苯气液平衡数据t/℃ 80 90 100 120 130 131.8 x 1.003 0.679 0.444 0.128 0.020 0.001 y1.0010.9140.7860.3790.0750.003根据气液平衡数据，可绘出x —y 图，如下图（1—1）图1—1苯—氯苯的平衡曲线根据平衡曲线图，可求出理论板数：图1—2 图解法求理论板数②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图1-1中对角线上，自点e(0.727,0.727)作垂线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为：0.921q y = 0.727q x = 故最小回流比为min 0.9880.9210.3450.9210.727D q q qx y R y x --===--取操作回流比为min 20.690R R == ③求精馏塔的气、液负荷0.69034.6323.89/L RD Kmol h ==⨯=(1)(0.6901)34.63658.53/V R D Kmol h =+=+⨯= '23.8947.6171.5/L L F Kmol h =+=+= '58.53/V V K m o l h == ④求操作线方程 精馏段操作线方程为23.9834.630.9880.4090.58458.5358.53D L D y x x x x V V =+=+⨯=+ 提馏段操作线方程为''''''71.512.9740.031 1.2210.04758.538.53W L W y x x x x V V =-=-⨯=-⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1—2所示。
求解结果为 总理论板层数T N =10(包括再沸器) 进料板位置=F N 42.2.2实际板层数的求取精馏段实际板层数 67.57.0/4≈==精N提馏段实际板层数 1413.4652.0/7≈==提N2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1 精馏段操作压力计算塔顶操作压力 33.105433.101P D =+= KPa 每层塔板压降 △P=0.7 KPa进料板压力 109.5360.7105.33P F =⨯+= KPa 精馏段平均压力 107.632109.93105.33P m =+=KPa2.3.2提馏段操作压力的计算塔底操作压力 115.83150.733.105P W =⨯+= KPa 提馏段平均压力 112.682109.53115.83P 'm=+= KPa2.3.3操作温度计算根据苯—氯苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯—氯苯的t —x —y 图，见下图图1—3苯-氯苯的气液平衡相图由图可知：塔顶温度： t=80.4℃ 进料板温度： t=89.1.℃ 精馏段平均温度: 75.8424.801.89=+=t ℃ 塔底温度： t=130℃ 提馏段平均温度：55.10921301.89=+=t ℃ 2.3.4平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由D 1x 0.988y ==，查得平衡曲线（见图1—2），得 10.955x =0.98878.11(10.988)112.678.52/VDm M Kg Kmol=⨯+-⨯=0.95578.1(10.955)112.679.65/LDm M Kg Kmol=⨯+-⨯=进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图1—2），得 678.0=F x查平衡曲线（见图1—2）得912.0=F y()Kmol Kg M VFm /14.816.112912.011.78912.0=⨯-+⨯= ()Kmol Kg M LFm /21.896.112678.011.78678.0=⨯-+⨯= 精馏段平均摩尔质量78.5281.1479.83/2Vm M kg kmol +==（精）(79.6589.2184.43/2Lm M kg kmol +==精）2.3.5平均密度的计算①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 ()3107.0579.832.871/8.31484.75273.15M V mVm P M Kg m RTρ⨯===⨯+（精）（精）②液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算iiLma ρρΛ=1塔顶液相平均密度的计算3786.97/A Kg m ρ=，31104.28/B Kg m ρ=31790.14/(0.986/786.970.014/1104.28)LDm Kg m ρ==+由C t F ︒1.89查手册得 进料板液相平均密度的计算3/0.803m Kg A =ρ 3/5.1030m Kg B =ρ 进料板液相质量分率0.6578.10.9250.6578.1(10.65)112.6A a ⨯==⨯+-⨯ 3/06.8825.1030406.0803594.01m kg LFm =⨯+⨯=ρ精馏段液相平均密度为790.14882.06836.12Lm ρ+==（精）3/m Kg2.3.6液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算 =Lm σ∑i i x σ塔顶液相平均表面张力的计算由C t D ︒=4.80查手册得21.27/23.75/0.98821.270.01223.7521.29/A B LDm mN mmN mmN mσσσ===⨯+⨯= 进料板液相平均表面张力的计算 由Ct F ︒=1.89查手册得mmN mmN mmN LDm B A /30.2166.22)678.01(06.20678.0/66.22/06.20=⨯-+⨯===σσσ 则精馏段平均表面张力：21.2920.9021.10/2Lm mN m σ+==2.3.7液体平均黏度的计算液体平均黏度依下式计算∑==ni i i lm x 1lg lg μμ塔顶液相平均粘度的计算：C tD ︒4.80 查手册得s mPa A ⋅=308.0μ,s mPa B ⋅=428.0μsmPa LD LDm ⋅=+=309.0428.0lg 014.0308.0lg 986.0lg m μμ解出进料板液相平均粘度的计算 由C t F ︒=1.89 查手册得396.0lg 323.0282.0lg 678.0lg 396.0282.0+===LFm B A μμμ‘解出s mPa LFm ⋅=315.0μ2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 2.4.1.塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为 358.5379.830.452/36003600 2.871Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 323.8984.430.00067/36003600836.1Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由VVL C ρρρμ-⨯=max 式中C 由2.02020⎪⎭⎫⎝⎛⨯=L C C σ计算，其中的C 20由附图1师史密斯关联图查取。