（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。
（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。
（6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。 2、设计方案的确定 1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。
3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。
6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.精馏塔的物料衡算
2.1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 苯的摩尔质量MA=78.11kg/mol 氯苯的摩尔质量MB=112.56kg/mol
0.62/78.11?0.702
0.62/78.11?0.38/112.560.98/78.11?0.986 塔顶摩尔分率xD?0.98/78.11?0.02/112.560.002/78.11?0.00288 塔底摩尔分率xW?0.002/78.11?0.998/112.56 原料液摩尔分率xF?2.2原料液、塔顶以及塔釜的平均摩尔质量
原料液：MF=78.11×0.702+（1－0.702）×112.56=88.38kg/kmol 塔顶：MD=78.11×0.986+（1－0.986）×112.56=78.59kg/kmol
塔釜：MW=78.11×0.00288+（1－0.00288）×112.56=112.46kg/kmol
2.3物料衡算、热量衡算
年产量15万吨，一年300天，一天24小时
原料处理量 W=（150000*1000）/（300*24*112.56）=185.09kg/mol F=D+W
0.702F=0.986D+0.00288W
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可得F=63.579kmol/h D=45.084kmol/h 再沸器的热负荷及加热蒸汽消耗量
qnv'?qnD(R?1)?713.51
再沸器的热负荷
QB?qnvMBRB?25971764
加热蒸汽消耗量
qmh?QB25971764?12290.3kg/h r2113.2Qc?qnvMARA?23797677.7 QMC?
QC?285343.8
CP?T2?T1?3塔板数的确定
3.1理论板数NT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NT，步骤如下： 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x~y
???依据x?pt?pB/p?A?pB，y?pAx/pt，将所得计算结果列表如下：
????
温度，（℃） 80 760 148 1 1 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 131.8 2900 760 0 0 p 两相摩尔分率 ?i苯 氯苯 x y 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出x~y图，如下图一；
图解得NT?11?1?10块（不含釜）。其中，精馏段NT1?3块，提馏段8块第4块为加料板位置。
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?1，查
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得ye?0.922，而xq=xF=0.702，xD=0.986。故有：
Rm?xD?ye0.986?0.922??0.2909 ye?xe0.922?0.702R?2Rm?2?0.2909?0.5818
所以进料版第五块，理论塔板数为12块。精馏段五块，提溜段7块，
3.2实际板数的求取
1.求精馏塔的气液相负荷
L=RD=0.5818?48.59=28.26kmol/h； V=(R+1)D=(0.5818+1)?48.59=76.87kmol/h； L’=L+F=93.65Kmol/h V’=V=76.86 Kmol/h 4.求操作线方程 精馏段操作线：y?xRx?D?0.368x?0.623 R?1R?1?和?0.702,0.882?两点的直线。 ,0.00288提馏段操作线为过?0.00288y'?L'WX'?Xw?1.257X'?0.00074V'V'
1x?(1-xD)求全塔效率：Rmin?[D?]??1xF1-xF
图一（苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解）
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把xD=0.986、xF=0.702、Rmin=0.02909代入上式中得
?=0.5818
由全塔效率公式ET?0.49(??L)-0.245
?L??xi?Li=0.702×0.16+0.298×0.205=0.175 把?L、?代入全塔效率公式得，ET=0.506 精馏段实际板层数
N精?3/0.506?5.93?6 提留段实际板层数：
N提?8/0.506?15.81?16
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1操作压力的计算
塔顶操作压力：PD?4?101.3?105.3 每层塔板压降：?P?0.7Kpa
进料板压力：PF?105.3?0.7?6?109.5Kpa 精馏段平均压力：Pm?(105.3?109.5)/2?107.4Kpa
4.2操作温度的计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计算结果如下：
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图二（温度组成图）
通过图二（温度组成图）易估读出塔顶温度：tD?80.4℃ 通过试差得加料板温度为91.8℃
精馏段平均温度 tm??80.4?91.8?/2?86.1℃
提馏段平均温度 tm2?(130?91.8)/2?111.2?C 全塔平均温度 tm?(80.4?130)/2?107.0?C 4.3平均摩尔质量的计算
塔顶：
xD?y1?0.986，查平衡曲线（见图1），得x1?0.962
MVDm?0.986?78.11?(1?0.986)?112.61?78.59kgkmol MLDm?0.962?78.11?(1?0.962)?112.61?79.42kgkmol
进料板：
查平衡曲线（见图1），得 xF?0.693yF?0.921
MVFm?0.921?78.11?(1?0.921)?112.56?80.87kgkmol MLFm?0.693?78.11?(1?0.693)?112.56?88.69kgkmol
精馏段：
MVm?(78.59?80.87)2?79.73kgkmol MLm?(79.42?88.69)2?84.05kgkmol
4.4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，即 ?Vm?PmMVm107.4?79.73??2.87kgm3 RTm8.314?(86.1?273.15)2.液相平均密度计算
液相平均密度依计算，即 1
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