苯与氯苯分离化工原理课程设计461.pdf

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1、(一）产品与设计方案简介 1.产品性质、质量指标和用途 产品性质：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)0799mPas，表面张力332810-3N m溶解度参数 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

2、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。与氯酸银反应剧烈 质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数）产品用途：作为有机合成的重要原料 2.设计方案简介（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

3、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：F1 型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（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。3 工艺流程草图及说明

4、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

5、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。(二)精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量MA=78.11kmolkg/氯苯的摩尔质量MB=112.56kmolkg/2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 45%氯苯 原料储原料预热 精馏 再沸 99 8%氯苯储存 分配 冷凝 冷却 98%苯储存 冷却 3.物料衡算 氯苯产量hkmolW/85.3046.112*24*3001000*25000 总物料衡算85.30 DF 苯物料衡算0029.0*85.309860.0*6378.0*DF 联立解得hkmolD/25.56（三）塔板数

6、的确定 1理论塔板数TN的求取 根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx 由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表 苯-氯苯气液平衡数据 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yx 平衡关系的影响完全可以忽略。求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数 温度/苯 氯苯 x y 80 760 148 1.000 1.000 90 1025 205 0.677 0.913 5.000 100 1350 293 0.442 0.785 4.608 110 1760 400 0.265 0.613 4.400

7、 120 2250 543 0.127 0.376 4.144 130 2840 719 0.019 0.072 3.950 131.8 2900 760 0.000 0.000 将1.表中数据作图得yx 曲线（如图1）及yxt曲线（如图2）。在yx 图上，因1q，查得8946.0qy，而6378.0Fqxx，9860.0Dx。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1.85 倍，即：6585.03559.085.185.1mRR 求精馏塔气、液相负荷 L=RD=0.658556.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1)56.25=9

8、3.29kmol/h L=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V=V=93.29kmol/h 求操作线方程 精馏段操作线：595.0397.011xRxxRRyD 提馏段操作线为过0029.0,0029.0和8479.0,6378.0两点的直线。图解法求理论塔板数 如图1 所示，求解结果为 总理论板层数NT=11.0（包括再沸器）进料板位置NF=4 图 1 图解法求理论板层数 图 2 苯-氯苯物系温度组成图 2实际塔板数的求取（1）全塔效率 塔的平均温度(83.9131.5)/2107.7mt 平均温度下的气液组成0.300mx 0.656my 苯与氯苯的粘度分别为0.2

9、38Aumpa s0.256Bumpa s 平均粘度为0.3000.2380.6560.2560.239mumpa s 塔板效率为0.170.616lg0.170.616lg0.2390.553TmEu（2）实际板层数的求取 N精=3/0.553=5.42 6 N提=8/0.553=14.47 15 Np=6+15=21(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1、操作压力的计算 塔顶操作压力pD=101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降 p=0.7kpa 进料板压力pF=105.08+0.7 6=109.28kpa 塔底压力pW=105.08+0.7 21=119.78kpa 精

10、馏段平均压力pm=1/2（105.08+109.28）=107.18kpa 提馏段平均压力pm=1/2（109.28+119.78）=114.53kpa 2、操作温度计算 由 t-x-y 图得，塔顶温度tD=83.5，进料板温度tF=91.7，塔底温度tW=131.1。精馏段平均温度tm=1/2（83.9+91.7）=87.6，提馏段平均温度tm=1/2（131.1+91.7）=111.4。3、平均摩尔质量的计算 塔顶xD=y1=0.9860，查图1得 x1=0.9353。同理，加料板xF=0.6188，yF=0.8818；塔底xW=0.0017，yW=0.0067。MVDm=0.986078

11、.11+(1-0.9860)112.56=78.59kg/kmol MLDm=0.935378.11+(1-0.9353)112.56=79.65kg/kmol MVFm=0.881878.11+(1-0.8818)112.56=82.18kg/kmol MLFm=0.618878.11+(1-0.6188)112.56=91.24kg/kmol MVWm=0.006778.11+(1-0.0067)112.56=112.33kg/kmol MLWm=0.001778.11+(1-0.0017)112.56=112.50kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm=1/2(78.59+82.18

12、)=80.39kg/kmol MLm=1/2(79.65+91.24)=85.45kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MVm=1/2(82.18+112.33)=97.26kg/kmol MLm=1/2(91.24+112.50)=101.87kg/kmol 4、平均密度的计算（1）气相平均密度（2）液相平均密度 液相平均密度依下式计算，即iaiLm/1（a 为质量分率）塔顶温度tD=83.5,此温度下A=812.41kg/m3,B=1033.79kg/m3 10.980.02812.411033.79ABLDmABaa，所以LDm=815.90kg/m3。进料板温度tF=91.7,此温度下A

13、=803.62kg/m3,B=1025.56kg/m3 10.530.47803.621025.56ABLFmABaa，所以FDm=894.61kg/m3。塔底温度tW=131.1,此温度下A=755.91kg/m3,B=980.90kg/m3 10.00290.9971755.91980.90ABLWmABaa，所以LWm=980.06kg/m3。所以Lm=1/2(815.90+894.61)=855.26kg/m3 Lm=1/2(980.06+894.61)=937.34kg/m3 5、液体的表面张力 塔顶温度 tD=83.5,此温度下A=20.7dyn/cm,B=25.8dyn/cm L

14、Dm=0.986020.7+（1-0.9860）25.8=20.8dyn/cm。进料板温度 tF=91.7,此温度下A=19.8dyn/cm,B=24.9dyn/cm LFm=0.618819.8+（1-0.6188）24.9=21.7dyn/cm。塔底温度 tW=131.5,此温度下A=15.3dyn/cm,B=20.4dyn/cm LWm=0.002915.1+（1-0.0029）20.4=20.3dyn/cm。所以Lm=1/2(20.8+21.7)=21.3dyn/cm Lm=1/2(20.4+21.7)=21.1dyn/cm 6、液体平均黏度的计算 塔顶温度 tD=83.5,此温度下A

15、=0.297mpas，B=0.301mpas lg0.9860lg0.297(10.9860)lg0.301LDm,解得LDm=0.297mpas。进料板温度 tF=91.7,此温度下A=0.275mpas，B=0.282mpas lg0.6188lg0.275(10.6188)lg0.282LFm,解得LFm=0.280mpas。塔底温度 tW=131.1,此温度下A=0.197mpas，B=0.202mpas lg0.0029lg0.197(10.0029)lg0.202LWm,解得LDm=0.202mpas。所以Lm=1/2(0.297+0.280)=0.289mpas Lm=1/2(0

16、.202+0.280)=0.241mpas(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算（1）精馏段的气、液相体积流率分别为 31/21/21.03 10855.26()()0.02460.7212.89hLmhVmLV，取板间距 HT=0.40m，板上液层高度 hL=0.06m。故 HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文献1中图 5-1 得，C20=0.073。取安全系数 0.8，则空塔气速 u=0.8umax=0.81.269=1.015m/s。440.7210.9511.015sVDmu，圆整后取 D=1.0m。塔截面积为2221.00.78544TADm 实际空塔气速 u=0

17、.721/0.785=0.918m/s。（2）提馏段的气、液相体积流率分别为 31/21/23.756 10937.34()()0.08530.7203.50hLmhVmLV，取板间距 HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m。故 HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文献1中图 5-1 得，C20=0.068。取安全系数 0.8，则空塔气速 u=0.8umax=0.81.126=0.901m/s。44 0.7201.0080.901sVDmu，圆整后取 D=1.0m。塔截面积为2221.00.78544TADm 实际空塔气速 u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精

18、馏塔的有效高度的计算 z精=（N精-1）HT=（6-1）0.40=2.0m z提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6m 在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为 0.8m，故有效高度应为 全塔的实际高度 取进料板板间距为 0.8m，人孔处板间距为 0.8m，塔底空间高度为 2.5m，塔顶空间高度为0.8m，封头高度为 0.5m，裙座高度为 2.0m，则全塔高为(六)塔板主要工艺尺寸的计算 1、溢流装置的计算 因 D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长 lw 取 lw=0.66D=0.661.0=0.66m。（2）溢流堰高度 hw 精

19、馏段堰上液层高度 提馏段堰上液层高度 取0.06Lhm，则精馏段 hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m 提馏段 hw=hL-how=0.06-0.0227=0.0373m 因此，上下两段均取0.044Whm。（3）弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af 由 lw/D=0.66，查文献1图 5-7 得 Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故 Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2 Wd=0.125D=0.1251.0=0.125m。塔的相对操作面积为（1-20.0722）100%=85.6%依文献1式 5-9 验算液体在降液管中的停留时间。

20、对于精馏段有 3360036000.05670.4022.0251.03 103600fThA HssL，合理。对于提馏段有 3360036000.05670.406.0453.756 103600fThA HssL，合理。（4）降液管底隙高度 h0 精馏段 u0=0.09m/s，提馏段 u0=0.20m/s，则 3001.03 100.02336000.660.09hwLhml u，0303.756 100.02936000.660.20wLhml u。因此，上下两段均取00.030hm。故降液管底隙设计合理。选用凹形受液盘，深度0.05Whm。2、塔板布置 采用 F1 型浮阀，重量为 33

21、g(重阀)，孔径为 39mm，阀片直径 48mm,阀片厚度 2mm，最大开度 8.5mm，静止开度 2.5mm。阀孔临界速度 精馏段0.5480.5480172.872.8()()5.86/2.89KpVmum s 提馏段0.5480.5480272.872.8()()5.28/3.50KpVmum s 上下两段相应的阀孔动能因子为 均属正常操作范围。开孔率 式中：u为适宜的空塔气速，0u为阀孔速度。精馏段11011.015100%100%17.3%5.86uu 提馏段22020.901100%100%17.1%5.28uu 为了塔板加工方便，上下两分段开孔率均采用17.5%，由此求得上下两端

22、的阀孔速度和相应的动能因子为：阀孔总面积 浮阀总数 塔板上布置浮阀的有效操作面积 已知0.125dWm，取破沫区宽度0.07sWm，边缘区宽度0.04cWm，则 有效操作面积2222(arcsin)180axAx rxrr 有效操作面积率2244 0.517100%100%65.8%3.14 1.0aAD 浮阀的排列 浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为 t，与此相应 每排浮阀中心线之间的距离0.075tm，则 取 t=0.060m。(七)筛板的流体力学验算 1、塔板压降（1）干板阻力 hc 精馏段1.8251.8250 173.1/73.1/2.895.872/cVmu

23、m s 010 1cuu，则0.1750.17501119.0 5.8019.00.030855.26cLmuhm液柱 提馏段1.8251.8250 273.1/73.1/3.505.287/cVmum s 020 2cuu，则0.1750.1750 2219.0 5.28719.00.028937.34ccLmuhm液柱（2）气体通过液层的阻力 h1 取充气系数00.4，则00.40.060.024lLhhm液柱（3）液体表面张力阻力 h（此阻力很小，忽略不计）气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算：气体通过每层塔板的压降为 上下两段单板压降均符合设计任务要求。2、液沫夹带 板上液体流

24、经长度21.02 0.1250.750LdZDWm 板上液流面积20.78520.05670.672bTfAAAm 苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数(1)精馏段 精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()Vekgkg液气的要求。(2)提馏段 精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()Vekgkg液气的要求。3、液泛 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()dTWHHh,而dpLdHhhh（1）与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段10.054phm液柱 提馏段20.052phm液柱（2）液体通过降液管的压头

25、损失 精馏段3221101.03 100.153()0.153()0.000410.66 0.030SdWLhml h液柱 提馏段3222203.756 100.153()0.153()0.005510.66 0.030SdWLhml h液柱（3）板上液层高度 精馏段和提馏段皆为0.06Lhm 因此，取0.7，降液管中清液层高度如下：精馏段1110.0540.060.000410.114dpLdHhhhm 提馏段2220.0520.060.005150.1172dpLdHhhhm 可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。(八)塔板负荷性能图 1、漏液线 精馏段:1,min223010010.

26、03911550.404/442.89svVFd Nms 提馏段：2,min223010010.03911550.367/443.50svVFd Nms 2、雾沫夹带线 泛点率=100%1.36vssLlvFbVL ZKC A 按泛点率为80%计算 精馏段：0.752100%80%0.1160.6722.891.36855.262.891ssVL 整理得：1.072 17.64ssVL 精馏段：0.752100%80%0.1190.6723.501.36937.343.501ssVL 整理得：1.021 16.71ssVL 在操作范围内任取两个Ls，计算出Vs 的值列于表2 中 表 2 雾沫夹

27、带线计算结果 液沫夹带线（精馏）液沫夹带线（提馏）Ls，m3/s 0.002 0.004 0.002 0.004 Vs，m3/s 1.036 1.001 0.988 0.954 由上表可作出雾沫夹带线2。3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m 作为最小液相负荷标准。取 E=1，则 据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。4、液相负荷上限线 以 =5s 作为液体在降液管中停留时间的下限。故3,min0.05670.400.00454/5sLms 据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限4。5、液泛线（1）精馏段 整理得：22/35.1098000.5425.9

28、9sssVLL（2）提馏段 整理得：22/34.6237241.1923.53sssVLL 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs，计算结果列于表3 中 表 3 液泛线计算结果 液泛线（精馏）液泛线（提馏）Ls，m3/s 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 Vs，m3/s 2.181 2.123 2.062 1.994 2.075 2.019 1.961 1.897 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图4 所示。在负荷性能图上，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。6、操作弹性 操作条件下

29、 精馏段111111193.29 80.39 855.2670137.04 85.45 2.89vsvLsLVMVDVML 提馏段2212222124.14 97.26 937.3434093.29 101.87 3.50vsvLsLV MVDV ML 在精馏段负荷性能图，即图3 中，精馏段气相负荷上限3max(1.043)/sVms，气相负荷下限3min(0.406)/sVms。操作弹性：,max,min1.0432.570.406ssVV。在提馏段负荷性能图，即图4 中，提馏段气相负荷上限3max(0.870)/sVms，气相负荷下线3min(0.404)/sVms操作弹性：,max,mi

30、n0.8702.150.404ssVV。图 3 精馏段塔板负荷性能图 图 4 提馏段塔板负荷性能图(九)精馏塔接管尺寸计算 1、进料管 387.1091.248.884/894.61LFmsLFmFMVmh，取 u=2.0m/s，则 按照 GB816387，选择无缝钢管 453.0。2、塔釜出料管 330.85 112.503.541/980.06LWmsLWmWMVmh，取 u=0.7m/s，则 按照 GB816387，选择无缝钢管 484.0。3、塔顶上升蒸汽管 393.2978.592536.9/2.89VDmsVDmVMVmh，取 u=15m/s，则 按照 GB816387，选择无缝钢

31、管 2738.0。4、塔底蒸汽进口管 393.29 112.332994.1/3.50VWmsVWmV MVmh，取 u=15m/s，则 按照 GB816387，选择无缝钢管 2737.0。5、塔顶回流液管 337.0479.653.616/815.90LDmsLDmLMVmh，取 u=0.4m/s，则 按照 GB816387，选择无缝钢管 766.0。(十)塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型 1、塔顶全凝器 塔顶温度 tD=83,苯的气化潜热 r=30778kJ/kmol。热损失 5%，故热负荷为 693.29307783.02 10/15%15%VrQkJ h=839.56kW 总 传 热

32、 系 数K=1000W/(m2 )。冷 却 水32 进，38 出，泡 点 回 流，故2112383247.98332lnln8338omDDtttCtttt。换热面积为2839.56 100017.51100047.9QSmK T，取S=19.7m2 根据GB/T4715-92 标准选择单程固定管板式换热器(DN 400 2000)，实际换热面积S=19.7m2 冷凝水用量衡算653.02 101.21 104.1766/pQWCkg ht 2、再沸器(E-105 立式虹吸式)立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短 蒸发量V=93.29kmol/h 在 130左右，氯苯汽化热kmol

33、kJkmolkcalr/354502389.08469/8469 热损失按5%计算693.29354503.481 10/967.001 5%0.95V rQkJ hkw mt=158.7-131.5=27.2 总传热系数k 取 600W/m2 S 取262.2Sm 查，得型号（DN4504500）。(十一)设计结果一览表 附表1 物料衡算计算结果 序号 项目 数值 1 原料液流量F，kmol/h 87.10 2 气相产品流量 D，kmol/h 56.25 3 液相产品流量 W,kmol/h 30.85 4 原料液摩尔分数 xF 0.6378 5 气相产品摩尔分数 xD 0.9860 6 液相

34、产品摩尔分数 xW 0.0029 附表 2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 序号 项目 数值 1 精馏段平均压力 pm，kpa 107.18 2 提馏段平均压力 pm，kpa 114.53 3 精馏段平均温度 tm，87.6 4 提馏段平均温度 tm，111.4 5 精馏段气相平均摩尔质量 MVm，kg/kmol 80.39 6 精馏段液相平均摩尔质量 MLm，kg/kmol 85.45 7 提馏段气相平均摩尔质量 MVm，kg/kmol 97.26 8 提馏段液相平均摩尔质量MLm，kg/kmol 101.87 9 精馏段气相平均密度Vm，kg/m3 2.89 10 精馏段液相平均密度

35、Lm，kg/m3 855.26 11 提馏段气相平均密度Vm，kg/m3 3.50 12 提馏段液相平均密度Lm，kg/m3 937.34 13 精馏段液体表面张力Lm，dyn/cm 21.3 14 提馏段液体表面张力Lm，dyn/cm 21.1 15 精馏段液体平均黏度Lm，mpas 0.289 16 提馏段液体平均黏度Lm，mpas 0.241 17 精馏段气相流量Vs，m3/s 0.721 18 精馏段液相流量 Ls，m3/s 1.0310-3 19 提馏段气相流量 Vs，m3/s 0.720 20 提馏段液相流量 Ls，m3/s 3.75610-3 21 实际塔板数 Np 21 22

36、有效段高度 Z，m 8.8 23 塔径 D，m 1.0 24 板间距 HT，m 0.40 25 溢流形式 单溢流 26 降液管形式 弓形 27 堰长 lw，m 0.66 28 堰高 hw，m 0.044 29 弓形降液管面积Af，m2 0.0567 30 弓形降液宽度 Wd，m 0.125 31 降液管底隙高度 h0，m 0.030 32 破沫区宽度 Ws，m 0.07 33 边缘区宽度 Wc，m 0.04 34 浮阀数目，N 115 35 开孔率，%14.5 36 横排孔间距 t,m 0.075 37 排间距 t，m 0.060 附表 3 接管尺寸计算结果 序号 项目 数值 1 进料管直径

37、453.0 2 塔釜出料管直径 484.0 3 塔顶上升蒸汽管直径 2738.0 4 塔底蒸汽进口管直径 2737.0 5 塔顶回流液管直径 76 6.0(十二)设计评述 1、回流比的选择 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1 2 倍。2、塔高和塔径 影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类

38、型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。3、进料状况的影响 由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即VVFLL,。4、辅助设备 对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这

39、些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：1)选择经济合理的回流比；2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；3)对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可确保过程能耗为最低。5、精馏塔的操作和调节 对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳

40、定；2)进出塔系统物料平衡和稳定；3)进料组成和热状况稳定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；6)塔系统和环境间散热稳定等。（十三）精馏塔成本列表 编号 部件名称 单价（元）数量（个）总价（元）1 筒体（16MnR）80000 1 80000 2 裙底（45#）6000 1 6000 3 塔板 800 63 50400 4 冷凝器 120000 1 120000 5 再沸器 100000 1 10000 6 塔中其他附件接管 100000 1 100000 7 工业用水 6.2 30000t(每年)180000 工业用水的操作费为主要费用，所以工厂应该尽可能循环用水减少水的损失，提高水的利用率，来降低成本，更加的节能环保经济 参考文献 1、化工流体流动与传热化学工业出版社，柴诚敬、张国亮，2007 2、化工传质与分离过程化学工程出版社，贾绍义、柴诚敬，2009 3、化工原理课程设计天津大学出版社，贾绍义、柴诚敬，2002 4、化工设备设计手册基础上海科学技术出版社