年产5万吨氯苯工艺大学本科毕业论文.doc

年产5万吨氯苯工艺设计
Design of Process with An Annual Output of 50000 Tons of Chlorobenzene

目录
中文摘要、关键词 I
英文摘要、关键词 II
引言 1
第1章 产品与设计方案简介 4
1.1 产品简介 4
1.1.1 产品性质 4
1.1.2 质量指标 4
1.2 设计方案的确定和说明 4
1.2.1装置流程的确定 4
1.2.2操作压力的选择 5
1.2.3进料热状况的选择 5
1.2.4加热方式的选择 5
1.2.5回流比的选择 5
1.2.6塔设备的选取 6
第2章 工艺计算及主体设备设计 7
2.1 全塔的物料衡算 7
2.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 7
2.1.2平均摩尔质量 7
2.1.3原料液及塔顶底产品的摩尔流率 7
2.2塔板数的确定 7
2.2.1理论塔板数的求取 7
2.2.2实际塔板数 9
2.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 10
2.3.1平均压强 10
2.3.2平均温度 10

2.3.3平均分子量 10
2.3.4 平均密度 10
2.3.5液体的平均表面张力 11
2.3.6 液体的平液均粘度 12
2.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 12
2.4.1平均压强 12
2.4.2平均温度 12
2.4.3平均分子量 12
2.4.4 平均密度 13
2.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 14
2.5.1 塔径 14
2.5.2 精馏塔有效高度的计算 15
2.5.3塔板工艺结构尺寸的设计与计算 15
2.6 塔板上的流体力学验算 16
2.6.1 气体通过筛板压降和的验算 16
2.6.2 液面落差的验算 17
2.6.3 雾沫夹带量的验算 17
2.6.4 漏液的验算 18
2.6.5 液泛的验算 18
2.7 塔板负荷性能图 18
2.7.1 雾沫夹带线 18
2.7.2 液泛线 19
2.7.3 液相负荷上限线 20
2.7.4 漏液线 20
2.7.5 液相负荷下限线 20
2.8 精馏塔的设计计算结果汇总一览表 21
第3章 精馏塔的结构设计 23
3.1 封头 23
3.2 塔底空间 23
3.3 人孔 23

3.4塔顶空间 23
3.5 裙座 23
3.6 塔总体高度设计 24
第4章 附属设备设计 25
4.1接管 25
4.1.1 塔顶蒸汽出料管 25
4.1.3 进料管 25
4.1.4 塔釜出料管 26
4.1.5 塔釜进气管 26
4.2 换热器的设计 26
4.2.1设计任务 26
4.2.2确定物性数据 26
4.2.3计算总传热系数 28
4.2.4工艺结构尺寸 29
结论 31
致谢 32
参考文献 33

31

年产5万吨氯苯工艺设计
摘要:本设计提出节能型苯和氯苯的精馏装置工艺,采用筛板式精馏塔。设计中采用泡点进料,其精馏是利用多次部分汽化和多次部分冷凝分离液体混合物的过程,在工业生产中,要求将大量混合液进行较为彻底分离进,须采用连续精馏,将原料液经原料预热器加热到指定的温度,进入精馏塔的中部,在塔内进行精馏。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。其优点是操作稳定,能保持塔内部分温度及组成均不变,自动化程度高,处理能力大,回流比较大。本设计对精馏塔的一些主要设计参数进行了演算。　
关键词：筛板式精馏塔 连续精馏 全凝器 再沸器 饱和过热水蒸汽 泡点

Design of Process With An Annual Output of 50000 Tons of Chlorobenzene
Abstract:The design proposes rectifying device technology of benzene and chlorobenzene of energy saving type , using the sieve plate distillation column. Used in the design of bubble point feeding, the distillation is the liquid mixture separation process of the use of repeated many of vaporization and condensation . In the industrial production , the demand of a large number of mixed liquid separation into more thoroughly, must use the continuous distillation . The raw material liquid raw material preheater heating to a specified temperature, enters the middle of the rectifying tower ,in the column for distillation . Steam with full condenser condensation, condensate in the bubbling under partial reflux to the tower, the remaining part of the product is sent to the condenser cooling tank. The tower kettle reboiler heating water to saturated water vapor state, which is sent to the tower, the product of tower reactor and tower bottom after cooling is sent to storage tanks. The utility model has the advantage of stable operation,the maintain of the temperature and composition of the tower , a high degree of automation, large processing ability, the relatively large return. The design calculates the main design parameters of distillation colum .
Key words: sieve plate distillation column; continuous distillation ; full condenser; reboiler ; saturated steam over water vapor ; bubble point

引言
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的[1]。常见的塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸、和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
化工厂或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量、质量、 产能力和消耗定额，以及三废处理和环保等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见表1.1）。它所好用的刚才重量在各类工艺设备中也属较多（见表1.2）。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。
表1.1 化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例【2】
装置名称
工艺设备类别
搅拌设备
反应设备
换热设备
塔设备
合计
化工和石油化工
6.15
22.19
45.55
25.39
100%
炼油和煤化工
2.63
13.02
19.50
34.85
100%
人造纤维
12.19
2.30
40.16
44.90
100%
药物和制药
33.16
30.60
25.92
9.87
100%
油脂工业
19.58
8.99
50.94
20.49
100%
油漆和涂料
53.66
22.03
12.91
11.40
100%
橡胶
15.38
12.04
57.47
15.11
100%

表1.2 化工生产装置中塔设备所占的重量比例
化工装置名称
塔设备重量所占百分比
250万吨/年常压蒸馏
16.9
250万吨/年常减压蒸馏
45.5
60及120万吨/年催化裂化
48.9
11.5及30万吨/年乙烯
25.0~28.3
7及16万吨/年芳烃抽提
21.0~27.0
10万吨/年苯
38.3
4.5万吨/年丁二烯
54.0
8万吨/年氯乙烯
33.3
工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年【3】，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生产规模不断扩大,大型塔的直径已超过10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。
筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

第1章 产品与设计方案简介
1.1 产品简介
1.1.1 产品性质
产品性质【4】：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1.105g/cm3。沸点131.6℃。凝固点-45℃。折射率1.5216(25℃)。闪点29.4℃。燃点637.8℃，折射率1.5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33.28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9.5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1..3％-7.1％(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD502910mg／kg，空气中最高容许浓度50mg／m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。
1.1.2 质量指标
氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）
1.2 设计方案的确定和说明
1.2.1装置流程的确定
精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备【5】。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器——全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。
1.2.2操作压力的选择
精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。
1.2.3进料热状况的选择
精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。
1.2.4加热方式的选择
精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。
1.2.5回流比的选择
回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出N——R曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。
1.2.6塔设备的选取
精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快。所以做分离苯－氯苯的课程选择了筛板塔。

1.3工艺流程及说明
38%氯苯
原料储存
原料预热
精馏
再沸
99.8%氯苯储存
分配
冷凝
冷却
98%苯储存
冷却
原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。

第2章 工艺计算及主体设备设计
2.1 全塔的物料衡算
2.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率【6】
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为和

2.1.2平均摩尔质量

2.1.3原料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：则
｛

2.2塔板数的确定
2.2.1理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：
2.2.1.1 .根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取
依据，，将所得计算结果列表如下：

温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.68
0.44
0.26
0.13
0.02
0
y
1
0.91
0.78
0.61
0.38
0.075
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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
2.2.1.2 确定操作的回流比[7]
将上表中数据作图得曲线。在图上，因，查得，而，。故有：

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：
2.2.1.3 求精馏塔的汽、液相负荷

2.2.1.4 求操作线方程
精馏段操作线：
提馏段操作线方程：
2.2.1.5 图解法求理论板层数
精馏段操作线过
‚q线为
ƒ提馏段操作线过c和精馏段操作线与q线的交点d
图2.1 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解
图解得 总理论板层数（包括再沸器）
进料板位置
2.2.2实际塔板数
2.2.2.1全塔效率
选用公式计算式中的为塔顶与塔底平均温度下液体的平均粘度
‚操作温度计算
由曲线可读出
塔顶温度 ℃
进料温度 ℃
塔底温度 ℃
塔顶塔底平均温度 ℃查得此温度下苯氯苯的饱和蒸气压求得此温度下
2.2.2.2实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段 块，取6块
提馏段 块，取12块
总塔板数 +再沸器=6+12+1=19块
2.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.3.1平均压强
取每层塔板压降为0.8kPa
塔顶操作压力
加料板
平均压强
2.3.2平均温度
塔顶为80.34℃，加料板为91.1℃
精馏段平均温度=85.72℃
2.3.3平均分子量
塔顶 ，（查平衡曲线）

加料板 （查平衡曲线）

精馏段平均摩尔质量

2.3.4 平均密度
2.3.4.1汽相平均密度

2.3.4.2液相平均密度
塔顶 由℃时，纯苯氯苯在任何温度下的计算【8】
得

进料板 由℃得

进料板液相的质量分率

精馏段
2.3.5液体的平均表面张力
塔顶：由℃查手册得

进料板：由℃查手册得

精馏段液相平均表面张力
2.3.6 液体的平液均粘度
液相平均粘度依公式计算
塔顶 由℃查手册得

进料板 由℃查手册得

精馏段
2.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.4.1平均压强
取每层塔板压降为0.8kPa
塔底操作压力：
加料板：
平均压强
2.4.2平均温度
塔底为131.5℃，加料板为91.1℃
提馏段平均温度=111.3℃
2.4.3平均分子量
塔底 （查平衡曲线）

加料板 （查平衡曲线）

提馏段平均摩尔质量

2.4.4 平均密度
2.4.4.1汽相平均密度

2.4.4.2液相平均密度
塔底 由℃时，纯苯氯苯在任何温度下的计算
得

进料板：由℃得

进料板液相的质量分率

提馏段：
2.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
2.5.1 塔径
2.5.1.1塔径的计算【9】
精馏段的汽相体积流率
精馏段的液相体积流量
2.5.1.2按Smith法求取允许的空塔气速【10】（即泛点气速）
由
式中C由公式其中的由查Smith通用关联图查取图的横坐标为

初选塔板间距及板上液层高度，则：

查Smith通用关联图得
负荷因子
m/s
2.5.1.3操作气速
取安全系数为0.7，则空塔气速为
2.5.1.4 精馏段的塔径

圆整取
塔截面积为
实际空塔气速为
2.5.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
提馏段有效高度为
在进料板,精馏段，提留段上放开一人孔，其高度为0.7m
故精馏塔的有效高度为
2.5.3塔板工艺结构尺寸的设计与计算
2.5.3.1 溢流装置
因塔径故采用单溢流型弓形降液管【12】，凹形受液盘，且不设进口内堰。
溢流堰长
取
溢流堰高

对平直堰
;
查液体收缩系数计算图，近似取，于是：

降液管的宽度和降液管的面积
由查化工原理课程设计图5—7得，即

液体在降液管内的停留时间
（满足要求）
降液管的底隙高度
（不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）选用凹形受液盘，深度
2.5.3.2 塔板布置
边缘区宽度与安定区宽度
本设计取mm mm
开孔区面积

式中

2.5.3.3 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
2.6 塔板上的流体力学验算
2.6.1 气体通过筛板压降和的验算

2.6.1.1 气体通过干板的压降

式中孔流系数由查化工原理课程设计P115图5-10得出，
2.6.1.2 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
取（一般可近似取）【12】。
2.6.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降

2.6.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）和

（满足工艺要求）
2.6.2 液面落差的验算
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
2.6.3 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。
2.6.4 漏液的验算
漏液点的气速

实际孔速
筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）
2.6.5 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

苯氯苯属一般物系，取=0.5，
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。
2.7 塔板负荷性能图
2.7.1 雾沫夹带线
以

式中

将已知数据代入上式

（1-1）
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

0.0003
0.0050
0.0100
0.0150
0.0200
0.0250

5.009
4.564
4.255
3.996
3.765
3.552
依据表中数据做出雾沫夹带线（2)
2.7.2 液泛线

由
联立得
忽略，将的关系式代入上式，并整理得

式中
故（2-2）
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：

0.0050
0.0100
0.0150
0.0200
0.0250

3.35
3.09
2.78
2.65
1.913
依据表中数据做出液泛线（5)
2.7.3 液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限，则
（3-3）
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（2)
2.7.4 漏液线

漏液点气速

整理得
（4-4）
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：

0.0003
0.0050
0.0100
0.0150
0.0200
0.0250

0.885
0.968
1.021
1.064
1.101
1.134
依据表中数据做出漏液线（1)
2.7.5 液相负荷下限线
取平直堰堰上液层高度m，

（5-5）
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)

在负荷性能图上做出操作点A（）即（0.00289，1.968）连接OA即操作线。在操作性能图上作出操作线，算出操作弹性
由图看出：
1. 塔板的气相负荷上限有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制；
2. 任务规定的气，液相负荷下的操作点A，处在适宜操作区内的适中位置；
3. 操作弹性为4.96
2.8 精馏塔的设计计算结果汇总一览表

精馏塔的设计计算结果汇总一览表
项 目
符 号
单 位
计 算 结 果
精馏段
提馏段
平均压强
Pm
kPa
107.4
114.91
平均温度
tm
℃
85.72
111.3
平均流量
气相

m3/s
1.968

液相

m3/s
0.00289

实际塔板数

块
6
12
板间距

m
0.45
0.45
塔段的有效高度
Z
m
2
5.7
塔径
D
m
1.6
1.6
空塔气速
u
m/s
0.979

塔板液流型式

单流型
单溢流
溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长

m
1.12
1.12
堰高

m
0.0474
0.0474
溢流堰宽度

m
0.2416
0.2416
底隙高度

m
0.0414
0.0414
板上清液层高度

m
0.060
0.060
孔间距

mm
15
15
孔数
n
个
6876
6876
开孔面积
A0
m2
1.3394
1.3394
筛孔气速

m/s
14.54
14.54
塔板压降

kPa
0.800
0.8

第3章 精馏塔的结构设计
3.1 封头
以内径为公称直径，，查【13】得封头曲面高度,直边高度
故
3.2 塔底空间
塔底空间
(发挥空间)（一般取0.2~0.5m）
带入数据得

3.3 人孔
人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于600 mm【14】，一般每隔6～8层塔板设一人孔。人孔直径一般为450～550mm
本塔有18块塔板，设置人孔数为3
分别置于塔釜一个，塔顶一个，进料口那层（从上数第6﹑7层塔板之间）一个。人孔直径选为500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为

3.4塔顶空间

3.5 裙座
裙座高度为1.48
基础环尺寸的确定

3.6 塔总体高度设计
塔总体高度设计计算公式为

式中 H——塔高，m；
——实际塔板数；
——进料板数；
——进料板数板间距，m；
——设人孔处的板间距，m；
——塔底空间高度，m；
——塔顶空间高度，m；
——封头高度，m；

第4章 附属设备设计
4.1接管
4.1.1 塔顶蒸汽出料管
对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，
常压操作
取
则

4.1.2 回流管
回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。
强制回流时： 取
则

4.1.3 进料管
进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料。
进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大，采用泵直接进料。取
则

4.1.4 塔釜出料管
塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜采用直管出料。该塔的出料管即为塔底再沸器的进口管。
塔釜出料进再沸器 取
则

4.1.5 塔釜进气管
对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。 该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。
取
则

4.2 换热器的设计
4.2.1设计任务
处理能力：5t/a氯苯的后工序处理的预热
设备型式：固定管板式换热器
操作条件：进料温度60℃，出口温度91.1℃
循环水蒸汽入口温度130℃，出口温度130℃
允许压降不大于Pa
每年按300天计算，每天24小时连续运行
4.2.2确定物性数据
定性温度:可取流体进出口温度的平均值。
壳程水蒸气的定性温度为 T==130℃
管程原料的定性温度 T==75.5℃
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
苯在75.55℃下的有关物性数据如下
密度
定压比热容[13]
导热系数 0.1285
粘度
氯苯在75.55℃下的有关物性数据如下
密度
定压比热容【13】
导热系数 0.122
粘度 0.000475
故
原料液在75.55℃下的有关物性数据如下
密度
定压比热容[13]
导热系数
粘度
循环水蒸气在130℃下的物性数据
密度
定压比热容
导热系数
粘度
4.2.3计算总传热系数
热流量
=18874=909656.8

循环水蒸汽用量
==213234
平均传热温差
91.1-60=31.1
总传热系数K
管程传热系数
==23537
=0.02353.53
假设壳程传热系数：290
0.000172
0.00008598
管壁的导热系数:45

=
=233.75
计算传热面积
34.76
考虑15%的面积裕度：
40
4.2.4工艺结构尺寸
管径和管内流速
选用传热管（碳钢），取管内流速0.5；
管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
(根)
按单程管计算，所需的传热管长度为

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长，则该换热器管程数
传热管总根数 (根)
传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距，则：

横过管束中心线的管数
(根)
壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率，则壳体内径为：
345.5
圆整后可取350mm.
折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为,
取折流板间距B=0.3D,则B=0.387.5=105mm,可取B为100mm.
折流板数 （块）
折流板圆缺面水平装配。
结论
本次设计的题目是年产5万吨氯苯的后工序工艺设计。作为本设计的主设备-精馏塔，我选择的是筛板塔，经过精馏氯苯的摩尔含量最终达到了99.8%，达到了预期的目标。经过计算，精馏塔的操作回流比很高，达到了4.96。在完成任务的同时，设计的精馏塔能耗低、压降小、操作弹性大，说明此精馏塔是比较令人满意的。
通过这次毕业设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的毕业设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为以后工作奠定了坚实的基础。而且，这次毕业设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。
其次通过这次毕业设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。
在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。

参考文献
[1]《化学工程手册》编辑委员会．化学工程手册—气液传质设备．北京：化学工业出版社，1989.50-300.
[2]化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备.上海：上海科学技术出版社，1998.
[3] 路秀林，王者相等．塔设备．北京：化学工业出版社，2003.158-200.
[4]程德林 溶剂手册[M].北京：化学工业出版社，2005.
[5] 邵惠鹤.精馏设计、操作和控制.北京:中国石化出版社.2002.20-