精馏塔工艺设计

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书

（一）设计题目

设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为98.5%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件

1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2Rmin 4.单板压降不大于0.7kPa （三）设计内容 设备形式：筛板塔

设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行

厂址：青藏高原大气压约为77.31kpa的远离城市的郊区 设计要求

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）塔板的负荷性能图绘制

（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表

5、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 （四）基础数据

1.组分的饱和蒸汽压pi（mmHg）



3

2.组分的液相密度ρ（kg/m）

3.组分的表面张力σ（mN/m）

4.液体粘度μ（mPa•s）

5.Antoine常数

二、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）。

（二）全塔的物料衡算

1.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 kg/kmol和112.6kg/kmol

xF

0.61/78.11

0.693

0.61/78.110.39/112.6

xD

0.985/78.11

0.989

0.985/78.110.015/112.6

0.01/78.11

0.014

0.01/78.110.98/112.6

xW

2.平均摩尔质量

MF78.110.69310.693112.688.70kg/kmol

MD78.110.98910.989112.678.49kg/kmol

MW78.110.01410.014112.6112.12kg/kmol

3.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：

D

3643210000.989

58.62kmolh，

33024

全塔物料衡算： （三）塔板数的确定

FDWxfFxDDxwW



F84.22kmol/h

W25.6kmol/h

1.理论塔板数NT的求取 2）确定操作的回流比R

将1）表中数据作图得x~y曲线及tx~y曲线。在x~y图上，因q=0， e（0.693,0.693）查得yq0.693，xq0.31。故有：

Rmin

xDyq0.9890.6930.7624;R2Rmin1.525 yqxq0.6930.31

3）求理论塔板数(图解法) 精馏段操作线：y

RR1

x

xDR1

0.604x0.392

总理论板层数：6.5(包括再沸器) 进料板位层：4 2.实际塔板数Np 1）全塔效率ET

选用ET0.170.616logμm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μm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+129)=104.5℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录得：A0.246mPas，B0.352mPas。

mAxFB1xF0.2460.6930.35210.6930.278mpas

ET0.170.616log

m0.170.616log0.2780.51

2）实际塔板数Np（近似取两段效率相同）

精馏段：Np13/0.516块 提馏段：Np12.5/0.515块 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1.平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD77.31481.31kPa 加料板：pF81.310.7塔底：pW85.510.7

6

85.51kPa

5

89.01kPa

精馏段平均压强pm(81.3185.51)/283.41kPa 提馏段平均压强pm(89.0185.51)/287.26kPa 2.平均温度tm

PPAxAPBxB和 lgPA

B

两式联立由试差法求得 tC

tD73.35℃ ；tF83.76℃ ；tW125.79℃

精馏段平均温度：

℃

提馏段平均温度：3.平均分子量Mm

塔顶： y1

℃

xD0.989，x10.93（查相平衡图）

MVD,m0.98978.1110.989112.678.49kg/kmol

MLD,m0.9378.1110.93112.680.52kg/kmol

加料板：yF0.725，xF0.38（查相平衡图）

MVF,m0.72578.1110.725112.687.59kg/kmol MLF,m0.3878.1110.38112.699.49kg/kmol

塔底： yW0.075，xW0.014

MVW,m0.07578.1110.075112.6110.01kg/kmol

MLW,m0.01478.1110.014112.6112.12kg/kmol

精馏段：MVm(78.4987.59)/283.04kg/kmol

MLm(99.4980.52)/290.00kg/kmol

提馏段：MVm(87.59110.01)/298.8kg/kmol

MLm(99.49112.12)/2105.8kg/kmol

4.平均密度ρm 1）液相平均密度ρL,m

塔顶：tD73.35℃ A822.2Kg/m3

B1049.3Kg/m3

LDm

1

824.9Kg/m3

(0.985/822.20.015/1049.3)

进料板：tF83.76℃A810.8Kg/m3B1037.7Kg/m3

LFm

1

947.2Kg/m3

(0.233/810.80.767/1037.7)

塔底：tw83.76A761.7Kg/m3B989.6Kg/m3

LFm

1

986.6Kg/m3

(0.01/761.70.99/989.6)

精馏段：Lm(824.9947.2)/2886.05Kg/m3 提馏段：Lm(947.2986.6)/2966.9Kg/m3

2）汽相平均密度ρV,m

精馏段：Vm

PmMvm84.8183.04

2.38Kg/m3 RTm8.314(78.55273.15)

提馏段：Vm

PmMvm84.8199.36

2.76Kg/m3 RTm8.314(104.71273.15)

5.液体的平均表面张力σm

塔顶：tD73.35℃；DA22.09mN/mDB24.44mN/m

LDm0.98922.090.01524.4422.12mN/m

进料板：tF83.76℃；FA20.82mN/m FB23.34mN/m

LFm0.69320.820.30723.3421.59mN/m

塔底：tW125.79℃； WA15.82mN/m WB18.77mN/m 精馏段：Lm(24.4421.59)/221.86mN/m 提馏段：Lm(21.5918.77)/220.18mN/m 6.液体的平均粘度μL,m

塔顶：tD73.35℃DA0.332mpasDB0.457mpas

LDm0.9890.3320.0110.4570.333mpas

加料板：tF83.76℃FA0.298mpasFB0.416mpas

LFm0.6930.2980.3070.4160.334mpas

塔底：tF125.79℃，FA0.206mpas，FB0.302mpas

LFm0.1140.2060.9860.3020.3003mpas

精馏段：Lm(0.3330.334)/20.3335mpa提馏段：Lm(0.3340.3003)/20.317mpa（五）精馏段的汽液负荷计算

s s

D2.52558.62148.02Kmol/h 汽相摩尔流率V(R1)

汽相体积流量Vs

VMVm148.0283.04

1.43m3/s

3600Vm36002.38

液相回流摩尔流率LRD1.52558.6289.40Kmol/h 液相体积流量Ls

LMLm89.4090.0

0.0025m3/s

3600Lm3600886.05

（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径

1）初选塔板间距HT400mm及板上液层高度hL50mm，则：

HThL0.40.060.35m

2）按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

LsL1/20.0025886.051/2

()()()0.0348 VsV1.442.38

查Smith通用关联图得C200.075 负荷因子C泛点气速：

C20(

L

20

)0.20.075(

21.860.2

)0.0763 20

umax0.0763

3）操作气速

886.052.38

1.47m/sm/s

2.38

取u0.7umax0.71.471.029m/s 4）精馏段的塔径

D

4Vs

u



41.44

1.335m

1.029

圆整取D1400mm 塔截面积为AT



4

D2



4

(1.4)21.539m2

此时的操作气速u

1.42

0.935m/s。

2.011

2.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、凹形受液盘，且不设进口内堰。 ①溢流堰长（出口堰长）lw

取lw0.6D0.61.40.84m ②出口堰高hw

hw

hLhow

查得E=1.02

how0.00284ELh/lw

2/3

0.014m

hwhLhow0.050.0140.036

③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

由lw/D0.66，查化原下P147图11-16得Wd/D0.1,Af/AT0.055，即：

Wd0.14m，Af0.055m2

液体在降液管内的停留时间



3600AfHT

Ls

13.555s（满足要求）

④降液管的底隙高度ho

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

0.1m/s，则有： uo

h0

Ls

0.029 '

3600Lwu0

hwh00.0360.0290.0070.006m

故降液管设计合底隙高度设计合理 2）塔板布置

1.塔板分块 因D=1400 故塔板分4块 2.边缘区宽度 Ws'0.09m

Wc0.04m

②开孔区面积Aa

2x

Aa2xr2x2rsin11.126m2

180r

式中：x

D/2WdWs0.47m

rD/2Wc0.66m

3）开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。

每层塔板的开孔数n

1158A0

t

2

5769（孔）

每层塔板的开孔率φ

0.907

t/do2



0.907

0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32

气体通过筛孔的孔速u04）精馏段的塔高Z1

Vs

12.54m/s A0

Z精（N精-1）HT(61)0.42m；

（七）塔板上的流体力学验算 1.塔板压降

1）气体通过干板的压降hc

u0

hc0.051C0

2

VL

2

 Co0.84。 

0.0305m 

u0

hc0.051C

0VL

2）气体通过板上液层的压降h1

ua

VsATAf

0.9833m/s

动能因子F00.9832.381.52Kg/(s

m1/2)

查化原图得0.60

hlhwhowhL0.630.060.03m

3）气体克服液体表面张力产生的压降hσ

h

4L

Lgd0

0.00201m

4）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hphchlh0.03050.030.002010.062m

。 PpLghP0.539Kpa0.7Kpa（满足工艺要求）2.雾沫夹带量ev的验算

eV

5.7106

L

(

uaHThf

)3.20.015kg液/kg气0.1kg液/kg气

验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。 3.漏液的验算

漏液点的气速uom

uomin4.4C00.00560.13hlh)L/V7.16m/s

筛板的稳定性系数K4.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HdΦHThw

u0u0min

1.75(1.5)（无漏液）

HdhphLhd

hd0.153(u'0)20.002m

Hd0.0620.050.00160.114m

取=0.5；(HT

hw)0.218m

HdΦHThw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HT及hL，进行优化设计。 （八）塔板负荷性能图 1.液沫夹带线（1）

ua5.7106

ev （1）

HT2.5hL

式中：ua

3.2

VsATAf

0.688Vs

how

2.843600Ls2/32/3

E()0.64Ls 10001.056

2

3

hf2.5(hwhow)0.091.873LS

将已知数据代入式（1）

ev

5.710

6



0.685Vs

2/30.311.873Ls

2/3





3.2

0.1

us2.90517.55Ls

（1-1）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出雾沫夹带线（1） 2.液泛线（2）

ΦHThwhphwhowhd

H

C



0.051V

()0.015 2

(A0C0)L

Vs211.97617066.7Ls281.23Ls2/3 （2-2）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3）

Ls,max

HTAf

0.00847m3/s （3-3） 

4.漏液线（气相负荷下限线）（4）

u0min4.43C00.00560.13hLh)L/V

整理得：

V

2

S,min

0.5556.66Ls （4-4）

2

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5）

取平堰堰上液层高度how0.006m

2.843600Ls

howE1000Lw

2/3

0.006

Lsmin0.000716m3/s （5-5）

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比，

即：

操作弹性=

Vs,max2.45

3.06

Vs,min0.8

三、塔的提馏段操作工艺条件

（五）提馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率V

'

V(1q)F63.8Kmol/h

汽相体积流量Vs

V'MVm

0.634m3/s

3600Vm

液相回流摩尔流率L'L89.4Kmol/h 液相体积流量Ls

L'MLm

0.0027m3/s

3600Lm

（六）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 1.塔径

1）初选塔板间距HT500mm及板上液层高度hL60mm，则：

HThL0.50.060.44m

2）按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

LsL1/20.0017968.21/2

()()()0.0797 VsV0.6342.76

查Smith通用关联图得C200.09 负荷因子C泛点气速：

C20(

L

20

)0.20.09(

20.180.2

)0.0902 20

umax0.0902

3）操作气速

968.22.76

1.687m/s

2.76

取u0.7umax0.71.6871.181m/s 4）精馏段的塔径

D

4Vs

u



40.634

0.826m

1.181

圆整取D1000mm 塔截面积为AT



4

D2



4

(1.0)20.785m2

此时的操作气速u

0.634

0.81m/s。

0.785

2.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）lw

取lw0.7D0.7m ②出口堰高hw

hwhLhow

how0.00284ELh/lw

2/3

0.0169m

hwhLhow0.060.01690.0431m

③降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

由lw/D0.7，查化原下P147图11-16得Wd/D0.139,Af/AT0.09，即：

Wd0.139m，Af0.065m2

液体在降液管内的停留时间



AfHT

135s（满足要求） LS

④降液管的底隙高度ho

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

0.08m/s，则有： uo

h0

Lh

0.048m '

3600Lwu0

hwh00.04310.0330.0100.006m

故降液管设计合底隙高度设计合理 3）塔板布置

1.塔板分块 因D=1000 故塔板分3块

mWc0.035m 2.边缘区宽度 WaWs'0.065

②开孔区面积Aa

21

Aa2xr2x2rsin

180x2

0.532mr

m 式中：xD/2WdWs0.70.17360.0650.311rD/2Wc0.70.0350.465m

3）开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。

每层塔板的开孔数n

1.155A0

2731（孔） 2

t

每层塔板的开孔率φ

0.907

t/do2



0.907

0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 2

3

气体通过筛孔的孔速u04）精馏段的塔高Z1

Vs

11.81m/s A0

Z提（N提-1）HT2.0m

（七）塔板上的流体力学验算 1.塔板压降

1）气体通过干板的压降hc

u0

hc0.051C0

2

VL

2

 Co0.84。 

0.0287m 

u0

hc0.051C

0VL

2）气体通过板上液层的压降hl

ua

VsATAf

0.968m/s

动能因子F00.9682.761.61Kg/(s查化原图得

m1/2)



w

0.60 how

hl

h



hL0.600.060.036m

3）气体克服液体表面张力产生的压降hσ

h

4L

Lgd0

0.0017m

4）气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hphchlh0.066m

。 PpLghP0.626Kpa0.7Kpa（满足工艺要求）2.雾沫夹带量ev的验算

eV

5.7106

L

(

uaHThf

)3.20.0073kg液/kg气0.1kg液/kg气

验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。 3.漏液的验算

漏液点的气速uom

uomin4.4C00.00560.13hlh)L/V7.5m/s

筛板的稳定性系数K4.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HdΦHThw

u0u0min

1.58（大于1.5，不会产生过量液漏）

HdhphLhd

hd0.153(

W

S

l



h

)20.002m

Hd0.0660.060.000990.048m (HThw)0.272m

HdΦHThw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HT及hL，进行优化设计。 （八）塔板负荷性能图 1.雾沫夹带线（1）

ua5.7106

ev （1）

HT2.5hL

式中：ua

3.2

VsATAf

1.527Vs

3600Ls2/32.84

E() 1000lW

2/3

hf2.5(hwhow)how

hf0.1082.115Ls

将已知数据代入式（1）

ua5.7106

ev

H2.5hLT

3.2

0.1

Vs1.618.672Ls

2/3

（1-1）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出雾沫夹带线（1） 2.液泛线

ΦHThwhphwhowhd

H

C

0.051(s

A0C0

)2(

2V

)0.0715Vs L

（已算出）

Vs22.21486Ls214.78Ls2/3 （2-2）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出液泛线（2） 3.液相负荷上限线（3）

Ls,max

HTAf

0.008125m3/s （3-3） 

4.漏液线（气相负荷下限线）（4）

u0min4.43C00.00560.13hLh)L/V

整理得：

Vs

2

0.1311.52Ls （4-4）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出漏液线（4） 5.液相负荷下限线（5）

取平堰堰上液层高度how0.008m

how

2.843600Ls

E1000Lw

2/3

0.008

Lsmin0.000919m3/s （5-5）

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比: 操作弹性=

Vs,max1.11

3.18

Vs,min0.34

四、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

参考文献：

1.陈敏恒、从德滋、方图南等编，《化工原理》上、下册（第二版），北京：化学工业出版社

2.《化学工程手册》编委会编，《化学工程手册》（第二版），化学工业出版社

3.潘国昌，《化工设备设计》，清华大学出版社 4.杨祖荣等编，《化工原理》，化学工业出版社