年产六万吨氯苯精制工段工艺流程设计-毕设论文.doc

年产六万吨氯苯精制工段工艺流程设计
Design of 6000t/a of Chlorobenzene Refining Section

45

目录
摘要 I
Abstract II
引言 1
第1章 绪论 2
1.1设计背景 2
1.2氯苯性质 2
1.3氯苯的市场价值 2
1.4氯苯生产工艺流程简介 3
1.5氯苯工艺优化 4
第2章 设计方案 5
2.1设计原则 5
2.2精馏过程设计方案 5
2.2.1精馏方式 5
2.2.2操作压力 5
2.2.3塔板形式 5
2.2.4进料状态 6
2.2.5再沸器，冷凝器等附属设备的安排 6
2.2.6热能的利用 6
2.3全凝器设计方案 6
2.4再沸器设计方案 6
2.5自动控制设计方案 6
2.5.1自动控制系统的目的 6
2.5.2自动控制系统方案 7
第3章 精馏塔工艺计算 8
3.1计算任务 8
3.2精馏塔的物料衡算 8
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 8
3.2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 8
3.2.3物料衡算 8
3.3塔板数的确定 9
3.3.1理论板数 9
3.3.2实际塔板数 11
3.4精馏塔的工艺条件及有关数据 11
3.4.1操作压强 11
3.4.2操作温度 11
3.4.3平均分子量 12
3.4.4平均密度 13
3.4.5液体的平均表面张力 14
3.4.6液体的平液均粘度 14
3.5塔和塔板主要工艺结构尺寸 15
3.5.1塔径 15
3.5.2操作气速 15
3.5.3精馏段的塔径 16
3.5.4精馏塔有效高度 16
3.6塔板工艺结构尺寸 17
3.6.1溢流装置 17
3.6.2塔板布置 18
3.6.3开孔数和开孔率 19
3.7验算 19
3.7.1塔板上的流体力学验算 19
3.7.2液面落差的验算 20
3.7.3雾沫夹带量的验算 20

3.7.4漏液的验算 20
3.7.5液泛的验算 21
3.7.6塔板负荷性能图 21
3.8筒体设计 24
3.8.1计算准备 24
3.8.2液体静压力 24
3.8.3筒体厚度 24
3.8.4校核水压试验强度 24
3.9封头设计 25
3.9.1封头厚度 25
3.9.2应力强度校核 25
3.9.3最大允许工作压力 26
3.9.4进料管 26
3.9.5塔顶蒸汽出口管 26
3.9.6回流管 27
3.9.7釜液出口管 27
3.9.8气体进口管 27
第4章 辅助设备计算 30
4.1塔顶冷凝器设计 30
4.1.1选择换热器的类型 30
4.1.2总传热面积 30
4.1.3工艺结构尺寸 31
4.1.4换热器核算 32
4.2塔底再沸器设计 35
4.2.1估算再沸器的尺寸 35
4.2.2校核总传热系数 36
第5章 仪表自动控制 41
5.1化工过程自动控制的目的 41
5.2自动控制系统分类 41
5.3液位自动控制系统 41
5.3.1原料液储罐液位控制系统 41
5.3.2塔底液位自动控制系统 41
5.4流量自动控制系统 42
5.4.1原料液流量自动控制系统 42
5.4.2釜液流量自动控制系统 42
5.5温度自动控制系统 42
5.5.1原料液温度自动控制系统 42
5.5.2塔顶全凝器温度自动控制系统 43
5.5.3塔底温度自动控制系统 43
结论 44
致谢 45
参考文献 46

年产六万吨氯苯精制工段工艺流程设计
摘要：氯苯作为一种重要的有机合成原料，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。本设计为一座连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。本设计主要完成了工艺计算和设备设计两个方面的内容，经物料衡算和热量衡算确定了塔高11.90m、塔径1800mm、板间距500mm、操作弹性3.647的筛板塔一座。在此基础上，对辅助设备如全凝器、再沸器进行了简单计算和核算，并初步选定规格。同时绘制了塔设备图和带控制点的工艺流程图，并设置了控制点合适的自动控制装置。
关键词：氯苯 精馏 筛板塔

Design of 6000t/a of Chlorobenzene Refining Section
Abstract：As a significant synthetic organic raw material,chlorobenzene is widely used in the production.The combination of Liquefied-benzene and chlorine produces chlorobenzene,which consists a certain quantity of benzene.This paper was designed for a continuous sieve-plate tower which is suitable for separating volatile benzene and less volatile.Process calculate and equipment design are completed.We have made material balance and energy balance calculate.Furthermore,the tower heights is 11.9m,the tower diameter is 1800mm, bar space is 500mmand elasticity of operation is 3.67.Base on the tower,auxiliary equipments,such as condenser and reboiler,are simply calculated and dimension is selected.Additionally,column equipment drawing,as well as process flow diagram,is attached for this project and automatic control system,with a corresponding control point,is set up as well.
Key words：chlorobenzene; distillation; plate column

引言
氯苯是一种重要的基本有机合成原料，氯苯在国内的市场需求是非常可观的，氯苯市场发展空间很大。以氯化苯为原料可以生产上百种化工产品，其中直接消耗氯化苯的主要化工产品有对硝基氯化苯、邻硝基氯化苯、二硝基氯化苯和二苯醚等。其中80％左右产品用于合成硝基氯苯，其余用于二氯苯、农药等有机合成工业[1]。
随着我国对、邻硝基氯化苯工业快速发展，氯苯生产能力迅速提高。目前我国氯苯生产规模、技术水平、质量指标均达到国际先进水平，其中生产能力约占全球总产能的70%左右，因此不仅满足国内市场需求，还有一定数量的出口，特别是其下游衍生物的大量出口尤其明显[2]。
本课题以优化分离工艺，确保产品质量，最大限度的降低生产成本，提高产品的市场竞争力为目的，参考了大量文献，按照生产要求进行精馏塔设计，产品纯度可达99.8%。
第1章 绪论
1.1设计背景
氯苯是重要的有机化工产品，是染料、医药、有机合成的中间体，用于制造苯酚，硝基氯苯，苯胺以及杀虫剂DDT，还用于制取溶剂和橡胶助剂、油漆、快干墨水及干洗剂等，用途十分广泛，已有近九十年的发展历史了[3]。在医药、染料、农药、工程塑料等领域是重要的中间体，用途较广的有机溶剂，合成高分子材料添加剂的重要原料，是有机氯中间体中规模最大、应用领域最广泛的产品之一，也是氯碱企业进行氯平衡的重要产品之一[4]。
1.2氯苯性质
氯苯性质：杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度为1.105g/cm3，沸点为131.6℃，凝固点-45℃，折射率1.5216(25℃)，闪点29.4℃，燃点637.8℃，粘度(20℃)0.799mPa·s，表面张力33.28×10-3N／m[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。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。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，工作场所最高容许浓度为350mg/m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险，与氯酸银反应剧烈[6]。
1.3氯苯的市场价值
1905年首先报道用苯直接氯化制得氯苯。1909年由英国的United Alkali公司开始工业化生产。1915年Hooker电化公司的第一个8200t/a装置在美国投入运行。同年Dow化学公司在美国也开始工业化生产氯苯[7]。因此可以说在主要有机化工产品中氯苯是第一个大规模生产的产品。
1920年Dow化学公司开发了两个大量使用氯苯的工艺。一是氯苯在溶解铜催化剂存在下用氢氧化铵水解生成苯胺，另一个是用氢氧化钠溶液在高温高压下水解氯苯制苯酚[8]。在之后30年中，这一直是制备苯酚及苯胺的主要生产方法。另外，氯苯经硝化制得硝基氯苯和经磺化后制得氯苯磺酸等均是较重要的有机化工中间体。
到40年代末期，用异丙苯法生产苯酚实现工业化。由硝基苯加氢法制苯的工艺也于1954年建成大规模生产装置，到80年代基本稳定在一定水平上。
目前世界上氯苯的主要生产国家和地区有美国、西欧、中国、日本和俄罗斯。90年代初世界总生产能力为500kt/a左右，其中美国170kt/a、西欧125kt/a、中国120kt/a、俄罗斯40kt/a、日本28kt/a[9]。中国氯苯生产主要有10家左右工厂，其中锦西化工厂规模最大，1989年全国消费量为78kt左右，主要用于生产有机化工原料、中间体及农药[10]。
我国从1950年开始生产氯化苯，多年来一直供不应求，需从国外进口相当数量的硝基氯苯来满足国内市场的需求，由于市场需求迫切，90年代初国内各地纷纷建设或扩建氯化苯装置，目前生产厂家近20家，总生产能力达31万t/a左右[11]。我国氯化苯的快速发展实际上是与下游产品硝基氯苯的不断扩建和新建有关系，目前国内氯化苯消费量的80%用于合成硝基氯苯[12]，所有硝基氯苯生产企业都要配套建设氯化苯装置，可以说硝基氯苯市场及变化与氯化苯休戚相关。
近年来，氯苯衍生物系列产品在燃料、医药、等行业中不断拓展。且近两年氯化苯国内生产业稳步增长，行业地位不断加强，位居世界生产大国地位。据行业数据统计，国内目前供需仍保持平衡，且总产能仍略低于下游总需要（下游实际生产满负荷开工前提下），并没有出现过剩现象。作为氯化苯的上游产品焦化苯在国际市场已有获利空间，未来焦化苯出口增加，将形成对氯苯行业的有效支撑[13]。并且据各外贸企业反馈的信息显示，氯苯出口也有进一步增长趋势。因此，氯苯行业基础稳固，发展空间大。
1.4氯苯生产工艺流程简介
氯苯主要生产工序有苯干燥、氯化、水洗中和、粗馏、精馏、尾气吸收及多氯化物回收。其工艺路线为干燥苯与氯气在氯化铁催化下连续氯化[14]，得到氯化液经水洗中和、粗馏、精馏，除去其中的氯化氢、苯、多氯苯而制成氯化苯成品。氯化反应放出的尾气经冷却喷淋除苯后，用水吸收制成副产盐酸。精馏残液经多氯化物工序回收苯、氯化苯，返回生产用，回收的二氯苯作为副产品出售。生产工艺流程见下
图1.1氯苯生产工艺流程图
1.5氯苯工艺优化
氯化苯对干整个氯碱生产，尤其是平衡氯气，起着举足轻重的作用[15]。过去，由于跑、冒、滴、漏现象严重，生产环境恶劣污染严重，原材料消耗居高不下，产品纯度低一直成为制约生产发展和效益提高的难点。几年来，通过引入清洁生产的思想，干燥过程使用固体烧碱作干燥剂氯化槽前增加苯冷却器，氯化反应后增加氯化液冷却器，氯化尾气吸收冲入氮气保护等[16]，使氯化苯的整个生产面貌一改往日被动局面，促进了形势的好转。通过清洁生产实践[17]，改变落后的生产工艺和设备，注重生产过程中物料的循环利用，使污染物排放总量大幅度下降，环境质量得到改善，而且取得了较好的经济效益[18]，同时也为环保工作提供了一种全新的方法：从被动的末端治理转向主动的源头控制[19]。为了满足市场的需求，对氯苯的生产不断地加以改进并扩大生产能力，产品质量得到了极大的提高，在节能降耗上取得了一定成效[20]。
随着氯化苯系列产品的开发及应用范围的不断扩大，氯化苯系列产品在化工生产中起着越来越重要的作用。产品质量要求也越来越严格。由苯液相氯化法[21]制得的氯苯后，苯和氯苯互溶，为了提高氯苯产品的质量，需设计一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。
本设计主要是氯苯精制工段工艺流程设计，氯苯纯度可达99.8%。

第2章 设计方案
2.1设计原则
工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强的工作。在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：
①满足工艺和操作的要求，即流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。
②满足经济上的要求，即要节省热能和电能的消耗，设计时应全面考虑，尽量减少设备与基建的费用
③保证生产安全，生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。
2.2精馏过程设计方案
2.2.1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，并连续收集塔顶、塔底产物。精馏优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内苯与氯苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2.2.2操作压力
精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中要求分离的苯-氯苯物系，应采用常压操作，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。
2.2.3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，压降较低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
2.2.4进料状态
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。因此，本设计中采用泡点进料，由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。
2.2.5再沸器，冷凝器等附属设备的安排
塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝至泡点后一部分回流入塔，其余部分经塔顶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产品储罐。
2.2.6热能的利用
精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。
2.3全凝器设计方案
塔顶温度为81℃，采用泡点回流。
两流体温度变化情况为：热流体进口为81℃的苯（含有少量氯苯）蒸气，出口为81℃的液体苯（含有少量氯苯）；冷流体（循环水）进口温度30℃，出口温度40℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。循环水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，管子选，热流体走壳程。
2.4再沸器设计方案
塔底再沸器选用热虹吸立式再沸器，加热介质进口为790kPa，169.83℃的饱和水蒸气，出口为790kPa，169.83℃的液体水，走壳程；釜液进口为138℃的液相氯苯（含少量苯），出口为138℃气相氯苯，走管程。
2.5自动控制设计方案
2.5.1自动控制系统的目的
化工生产中，大多是连续性生产，各个设备相互关联着，当其中某一设备的工艺条件发生变化时，都可能引起其他设备中某些参数或多或少的波动，偏离正常的工艺条件，为此，就需要用一些自动控制装置，对生产中某些关键性参数进行自动控制，使它们在收到外界干扰（扰动）的影响而偏离正常状态时，能自动的回到规定的数值范围内，为此目的需要设置自动控制系统。
常用的自动控制系统液位、流量、温度、压力自动控制系统。
2.5.2自动控制系统方案
①当干扰作用使被控变量（流量）发生变化偏离给定值时，控制器发出控制信号，通过调节阀门开启度来控制流量，使流量回到给定值。
②温度自动控制系统依据传热的两侧有无相变来控制不同变量，如控制载热体流量、控制被加热流体自身流量、控制蒸汽流量、控制冷却剂流量等，以保证工艺介质在换热器出口的温度恒定在给定值上。
③当被控变量（液位）偏离给定值时，控制器发出控制信号，从而调节进入设备管道上阀门的开度来调节液位高度，使液位回到给定值。

第3章 精馏塔工艺计算
3.1计算任务
本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法，连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物连续由精馏塔中部进入塔内，要求年产纯度不低于99.8%的氯苯6万吨，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液含氯苯为38%（以上均为质量%）。
设计每天24小时不停工，年工作时间为300天。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol
氯苯摩尔质量 MB=112.56kg/kmol

3.2.2原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

3.2.3物料衡算
釜残夜流量为

由 ｛ 得：

3.3塔板数的确定
3.3.1理论板数NT的求取
3.3.1.1苯-氯苯理想物系，可采用图解法求理论版层数
查得苯-氯苯的气液平衡数据，如表3-1，绘出x-y图，见图3-1
表3-1 苯-氯苯的气液平衡数据
温度℃

x
y
80
85
88
90
95
98
100
105
108
110
115
118
120
125
128
130
131.8
760
877
958
1025
1170
1272
1350
1535
1660
1760
1981
2132
2250
2518
2699
2840
2900
148
173
192
205
246
272
293
342
376
400
466
510
543
624
679
719
760
1
0.834
0.742
0.677
0.556
0.488
0.442
0.350
0.299
0.265
0.194
0.154
0.127
0.072
0.040
0.019
0
1
0.962
0.935
0.913
0.856
0.817
0.785
0.708
0.653
0.613
0.506
0.432
0.376
0.238
0.142
0.072
0
3.3.1.2求最小回流比及操作回流比
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。采用作图法求最小回流比。在图3-1中对角线上，自点e(0.702,0.702)作垂线。

图3.1 图解法求理论板层数
故最小回流比为：
（3-1）
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：
（3-2） 3.3.1.3求精馏塔的汽、液相负荷

3.3.1.4求操作线方程
精馏段操作线方程：
（3-3）
提馏段操作线方程：
（3-4）
3.3.1.5图解法求理论板层数
采用图解法求理论版层数，如图3-1所示，求解结果为：
总理论板层数（包括再沸器）
进料板位置
3.3.2实际塔板数
3.3.2.1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为：

3.3.2.2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13块
总塔板数：块
3.4精馏塔的工艺条件及有关数据
3.4.1操作压强
取每层塔板压降为0.7kPa
塔顶操作压力：
加料板：
塔底操作压力：
精馏段平均压强：
提馏段平均压强：
3.4.2操作温度
操作温度范围内苯和氯苯的安托尼方程分别为：
（3-5）
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，计算结果如下：
塔顶温度 ℃
进料温度 ℃
塔底温度 ℃
精馏段平均温度 ℃
提馏段平均温度
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
3.4.3平均分子量
塔顶： ，（查平衡曲线）

加料板： （查平衡曲线,见图3-1）

塔底：查平衡曲线，见图3-1得：

精馏段平均摩尔质量：

提馏段平均摩尔质量：

3.4.4平均密度
苯（A）、氯苯(B)在各个温度下的密度计算式为：
(3-6)
3.4.4.1液相平均密度
塔顶：
（3-7）
进料板：

（3-8）
式中进料板液相的质量分率：

塔底：
（3-9）
精馏段：
提馏段：
3.4.4.2汽相平均密度
气体平均密度可由理想气体状态方程计算得出
精馏段气体平均密度为：
（3-10）
提馏段气体平均密度为：
（3-11）
3.4.5液体的平均表面张力
塔顶： ，（81.00℃）

进料板： ；（91.55℃）

精馏段：
精馏段液相平均表面张力：

3.4.6液体的平液均粘度
液相平均粘度依公式 (3-12)
塔顶： （81.00℃）

进料板： （91.55℃）

精馏段：
3.5塔和塔板主要工艺结构尺寸
3.5.1塔径
精馏段的气相体积流率为：
（3-13）
提馏段的气相体积流率为：

精馏段的液相体积流量为：

提馏段的液相体积流量为：

按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）
由 （3-14）
式中C由公式 （3-15）
其中的由图3-2的Smith通用关联查取的，图中横坐标为：

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
3.5.2操作气速
取安全系数为0.7，则空塔气速为
3.5.3精馏段的塔径
（3-16）
圆整取
塔截面积为：
（3-17）
实际空塔气速为：

表3.2 塔板间距与塔径的关系
塔 径/D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT.mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
3.5.4精馏塔有效高度
3.5.4.1精馏段有效高度为：
（3-18）
3.5.4.2提馏段有效高度为：
（3-19）
在进料板上方、塔的中部，下部各开一人孔，其高度为0.45m。
3.5.4.3塔底空间[22]
①塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距，其值由如下因素决定：
②塔底储液空间依储存液量停留3-8min（易结焦物料可缩短停馏时间）而定；
③再沸器的安装高度及安装方式；
④塔底液面至最下层塔板之间要馏1-2m的距离。
取储存液量停馏5min

则塔底空间高度为：
（3-20）
3.5.4.4塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5-2.0）HT。取塔顶空间HD=1.1m。
故精馏塔的有效高度为；
Z=Z精+Z提+0.1×3+2.00+1.1=11.90m
3.6塔板工艺结构尺寸
3.6.1溢流装置
因塔径故采用单溢流弓型形降液管，平形受液盘，设有进口内堰。
3.6.1.1溢流堰长
取
3.6.1.2溢流堰高
（3-21）
对平直堰 （3-22）
近似取，于是：

3.6.1.3降液管的宽度和降液管的面积
由查弓形降液管参数图得：
，即：

m
液体在降液管内的停馏时间为：
（满足要求） （3-23）
3.6.1.4降液管的底隙高度
取
（3-24）
（大于0.02-0.025m，本结果满足要求）
选用平形受液盘，深度。
3.6.2塔板布置
3.6.2.1塔板分块
因D>800mm，故塔板采用分块式，查表得塔板分为5块，如图3.2所示。

图3.2 塔板分块示意图
3.6.2.2边缘区宽度与安定区宽度
本设计取mm，mm。
3.6.2.3开孔区面积
（3-25）
式中：
（3-26）
（3-27）
3.6.3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。
每层塔板的开孔数为：
（孔） （3-28）
每层塔板的开孔率为：
（应在5-15%，故满足要求）
每层塔板的开孔面积为：

气体通过筛孔的孔速为：
（3-29）
3.7验算
3.7.1塔板上的流体力学验算
3.7.1.1气体通过干板的压降
（3-30）
式中孔流系数由查干筛孔的流量系数图得出，
3.7.1.2气体通过板上液层的压降
（3-31）
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：
（3-32）
动能因子
查充气系数关联图得（一般可近似取）。
3.7.1.3气体克服液体表面张力产生的压降
（3-33）
3.7.1.3气体通过筛板的压降（单板压降）和
（3-34）
（满足工艺要求）
3.7.2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。
3.7.3雾沫夹带量的验算
（3-35）
式中：m
验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
3.7.4漏液的验算
漏液点的气速
（3-36）
实际孔速为：

筛板的稳定性系数为：
（不会产生过量液漏） （3-37）
3.7.5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
（3-38）
液注
液注
苯氯苯属一般物系，取=0.5，故：

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。
3.7.6塔板负荷性能图
3.7.6.1雾沫夹带线
以

式中
（3-39）

（3-40）
由式（3-41）可做出雾沫夹带线（1）。
3.7.6.2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 （3-41）
由式（3-42）可做出液泛线（2）。
3.7.6.3液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停馏时间的下限，则：
（3-42）
据式（3-43）可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（3）。
3.7.6.4漏液线

漏液点气速
（3-43）

整理得：
(3-44)
由式(3-45)可做出漏液线（4）。
3.7.6.5液相负荷下限线
取平直堰堰上液层高度m作为最小液体负荷标准，。

（3-45）
据式（3-46）可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（5）。
根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：:

图3.3 塔板负荷性能图
在负荷性能图上做出操作点A（）即（0.0034，2.340）连接OA,即操作线。由图看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液相线控制。操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，查图得=4.5698m/s，=1.2530m/s即：操作弹性=。
3.8筒体设计
3.8.1计算准备[23]
查《腐蚀数据与选材手册》知本设计介质腐蚀速度为0.2mm/a，设计寿命为15年，得腐蚀裕量为C2=0.2×15=3mm
16MnR在工作温度即115℃下的许用应力为
采用双面对接焊，局部无损伤，故焊接系数为
3.8.2液体静压力
(3-46)

得 （3-47）
设计压力取提馏段压力，即0.114MPa
液注静压力<可忽略不计。
3.8.3筒体厚度
筒体厚度计算式为
（3-48）
许用应力则

对于低合金钢制容器，规定它不包括腐蚀裕量的最小厚度应不小于3mm，故
设计厚度
对于钢板标准为GB6654-1996的钢板，钢板负偏差C1=0.25，因而名义厚度。
3.8.4校核水压试验强度
根据

所以名义厚度取7mm合适。
3.9封头设计
3.9.1封头厚度
标准椭球形封头厚度计算式为：
（3-49）
则
，腐蚀余量为C=3mm；
设计厚度，故名义厚度为。
3.9.2应力强度校核
应力强度校核计算公式为：
（3-50）
故筒体厚度选用7mm合适。
3.9.3最大允许工作压力
最大允许工作压力计算式为：
（3-51）
封头尺寸如表3-4
表3.3封头尺寸mm
Di
曲面高度h1
直边高度h2
厚度
1800
450