苯-氯苯分离精馏塔设计.pdf

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1、 苯-氯 苯 分 离 精 馏 塔 设 计(总 2 1页)-本页仅作为文档封面，使用时请直接删除即可-内页可以根据需求调整合适字体及大小-0 二、设计方案的确定 1.操作压力：蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。2.进料状况：进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1

2、。3.加热方式 蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。4.冷却方式 塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循

3、环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。1 5.热能利用 蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。三、精馏塔的工艺计算和论叙（一）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 78.11/AMkg kmol苯的摩尔质量：0.4/78.110.490.4/78.110.6/112.63Fx 0.97/78.110.980.97/78.110.03/112.63Dx 0.03/78.110.040.0

4、3/78.110.97/112.63Wx 2、相对挥发度的计算：、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：温度（oC）80 90 100 110 120 130 P0*苯(PA0)760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 P=氯苯(PB0)148 205 293 400 543 719 760、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：计算公式为：00BABPPXP；0AAAP XYP 2 温度（oC）80 90 100 110 120 130 XA 1 0 YA 1 0、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度：计算公式为：理想状态下相对挥发度：(1)(1)AAAAYXYX00AB

5、PP或 温度（oC）80 90 100 110 120 130 XA 1 0 计算苯的平均相对挥发度：苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。75.14*5.00*4.61*4.40*4.14*3.95*3.82 4.41 3、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：0.49*78.11(10.49)*112.6395.72/FMkg kmol 0.98*78.11(10.98)*112.6378.80/DMkg kmol 0.04*78.11(10.04)*112.63111.25/WMkg kmol 4、物料衡算：原料处理

6、量：F 5000/95.7552.24kmol/h 总物料衡算：52.24D+W 苯物料衡算：52.24*0.490.98*D+0.04W 联立求解得:D25.01kmol,W=27.23kmol/h 3（二）塔板数的确定 1、理论板层数的求取 苯氯苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。（1）、求最小回流比及操作线回流比。进料状态的选择：饱和液体进料（q1）。进料状态由五种，即过冷液体进料（q1),饱和液体进料（q1），气液混合进料（1q0)和过热蒸汽进料(q0).。基于工程和经济得综合考虑，这里选择饱和液体进料，其主要原因是：A、保证塔的操作稳定 B、避免季节气温的影响 C、为使精、提馏段

7、保持相同的路径，便于制造。已设：饱和液体进料（q=1）,则：4.41*0.490.811(1)1(4.41 1)*0.49pFpppxxxyx0.49 min0.980.810.530.810.49DpppxyRyx 根据作图（15）和吉利兰关联图法综合得：R=2Rmin 为最理想选择。用逐板法计算理论板数如下：a、求精馏段得气液相负荷 26.51/51.52/78.75/51.52/kmol hkmol hkmol hkmol hDL RV(R+1)RL L+FV V 4 0.5140.4761.3570.014DWxxxxxxb、精馏段操作线方程：LDy=VV提馏段操作线方程：LWy=VV

8、 c、逐板法计算如下：11223344550.980.91740.94750.80360.88900.64490.80750.48750.490.6475Dyxxyxyxyxyx 相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程精馏段操作线方程相平衡方程提馏段操作线方程相平衡方程66770.29400.38500.12430.15470.03980.04yxyx 提馏段操作线方程相平衡方程提馏段操作线方程相平衡方程 如上图得：总理论板数TN=7；进料板位置4FN;3/3/0.5264/4/0.528TTNENE精提精馏段实际板数:提馏段实际板数:（三）计算操作温度：a、塔顶温度:

9、tD,已知 p=+4)kpa =x1，苯的沸点,氯苯的沸点 设 t=1000C,查表得 PA0=1350mmHg,PB0=293mmHg,5 xa=/(1350-293)=设 t=900C,查表得 PA0=1025mmHg,PB0=205mmHg,xa=/(1025-205)=作图内插法得（如图 6）：tD=6 000000000(105.3250.7*6)/0.133823.500.49100,1350,293823.502930.5020.49102529390,1025,205823.502050.7540.491025205110,1760,400823.504FFABAABAABAb

10、tPmmHgxtC PPxtC PPxtC PPx、进料板温度：设设设0000.3110.491025400FtC作图内插法得：100.6000000000(105.3250.7*14)/0.133865.600.04100,1350,293865.602930.5420.041350293130,2480,719865.607190.0690.042840719131.8,2900,760wAwwABAwABAwABAtPmmHgxxtC PPxtC PPxtC PPxc、塔底温度：设设设0000000865.607600.0490.492900760110,1760,400865.6040

11、00.3421760400120,2250,543865.605430.1892250543wABAwABAwtC PPxtC PPxtC设设作图内插法得：133.1 综上所述：0)(82.9100.6)/291.9DFmtttC精（0)(133.1100.6)/2116.8WFmtttC提（7 11.0.980.920.490.810.040.16DFFWWdyxxxyxy 相平衡方程相平衡方程相平衡方程平均摩尔质量的的计算：0.980.16*78.110.84*112.63*78.110.02*112.6378.80/0.92*78.810.08*112.6380.87/0.81*78.1

12、10.19*112.6384.67/0.49*78.110.51*112.6395.72/0.16*78.110.VDmLDmVFmLFmVWmMkg kmolMkg kmolMkg kmolMkg kmolM84*112.63107.11/0.04*78.110.96*112.63111.25/LWmkg kmolMkg kmol 78.8084.67(80.8795.72)/288.30/VmLmMkmolMkg kmol精精精馏段平均摩尔质量：（）/281.74kg/84.67107.11295.89/(95.72111.25)/2103.48/VmLmMkg kmolMkg kmol提

13、提提馏段平均摩尔质量=（）/33.105.325109.525109.525115.1252.893/3.322/VmVmmVmVmmeMkg mRTMkg mRTm 精m 提m 精精精精m 提提提提平均密度计算：精馏段平均压力：P（）/2=107.422kPaP（）/2=112.325kPaP精馏段气体密度：P0330330331/)82.9813.4/1035.7/100.6792.3/1017.4/133.1753.4/981.7/LmiiDBFBWBatCkg mkg mtCkg mkg mtCkg mkg m AAA液体的平均密度：（时（时（时（8 3331833.1/0.89/0.

14、11/1913.6/0.40/0.60/1972.9/0.03/0.97/LDmABLFmABLWmABkg mkg mkg m所以3300(833.1913.6)/2873.4/(972.9913.6)/2943.2/.)82.921.02/.25.98/0.92*21.020.08*25.9821.42/100.617.00/.22.40LmiiDABLDmFABkg mkg mfxtCmN mmN mmN mtCmN mmN Lm精Lm提所以精馏段平均密度：液体的平均张力：（时：时：0/0.49*17.000.51*22.4018.22/133.115.00/.20.10/0.04*15

15、.000.96*20.1019.90/LFmWABLWmmmN mtCmN mmN mmN m时：18.2221.42/18.2219.90/LmLmmN mmN m精提所以：（）/219.82（）/219.06 g.气液相的体积 33351.52*81.740.404/36003600*2.89326.51*88.30/36003600*873.451.52*95.890.413/36003600*3.32278.75*103.4836003600*94vmsvmLmsLmvmsvmLmsLmvMvmsLMLmsv MvmsL ML精精精精-4精精提提提提提提对精馏段：7.44*10对提馏段

16、：3/3.2ms-32.37*10（四）.塔体工艺尺寸的计算:1.精馏段塔径计算:41/21/27.44*10*3600873.4()*()0.03200.404*36002.893hLhvLv 因为塔径和板间距的关系如下表:9 塔径 Dm 板间距HT 200300 300350 350450 450600 600800 800 若取:HT=,hL=(一般 hL0=HThL=查图(1-1)得:C20=C=C20*(l/20)=20)=max873.42.893u=C0.7941.299/2.893Lvvm s 取安全系数为(一般则空塔气速为:u=s 44*0.4040.7520.909svDm

17、u,不在范围,不符合 若取:HT=,hL=HT-hL=查图(1-1)得:C20=C=C20*0.2()20l=20)=max873.42.893u=C0.06191.074/2.893Lvvm s u=*=s 40.404*40.827/0.752svDm su 经标准圆整后:D=222TmaxA*0.80.503440.4040.803/0.750.503Dmm susTV实际空塔气速为：u=符合A 10 1/22*3600 943.2(0.09670.413*36003.3220.41,0.060.050.08)0.410.060.35LvTLTLHm hmHhmm-31/2hhL、提馏段

18、塔径的计算：L2.37*10）（）V若取：（一般取h 0.20.220max0.06819.06()0.068*()0.06732020943.23.3220.0673*1.132/3.322lLvvCCucm s20查图(1-1)得：C max0.70.792/uum s 44*0.4130.8150.326svDmu 220.810.5034TDmADm经标准圆整后：max0.4130.821/0.725(0.503m susTv实际空塔气速为：u=符合）A（五）板式塔的塔板工艺尺寸计算：1、溢流装置的计算：、选择单溢流弓型降液管 原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液

19、体流径较大，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于 m 的塔中广泛使用。工业上应用最广的降液管是弓型降液管。、计算堰长 lw:a、精馏段：0.7*0.80.56.0.7*0.80.56wwlmblm精提提馏段 11 2/32.84()10001wlowhowwhhLFransichElE溢流堰高度：h公式：一般取 便可满足工业误差要求.即E=1 42/32.847.44*10*3600*1*0.008110000.56600.060.060.00810.052mmmmmow精LwLowa.精馏段：h（）已取hhh-h符合条件 32/32.842.37*10*3600*1*0.01710

20、000.56600.060.060.0170.043mmmmmow提LwLowb.提留段：h（）已取hhh-h符合条件/0.70.094,/0.158wdLDWDdffT弓型降液管宽度W 和截面积AA查图（1-2）得A 2.*0.0940.503*0.0940.0473fTaAAm精馏段：*0.1580.8*0.1580.126dWDm 436003600*0.047*0.3622.8953600*7.44*10fThA HssL故符合 23*0.0940.503*0.0940.0473*0.1580.8*0.1580.12636003600*0.043*0.416.9753600*2.37*

21、10fTdfThAAmWDmA HsLb.提馏段：故符合.:6,0.0520.0060.046,0.0430.0060.037,mmmm00w0 精0 提降液管底隙高度h因为降液管底隙高度为h应低于出口堰高度h才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于所以：h h 50mmw又因塔径大于0.6m,所以采用凹形受液盘，深度 h 2.塔板布置。（1）.塔板的分块.0.81.2,mDm因故采用分块板式塔板。查下表 12 塔径 mm 8001200 塔板分块数 3 4 5 6 得塔板分为 3 块（2）边缘区宽度的确定。,70100,50100sswmm wmm一般情况下：而对于小直径的塔板的塔（D1

22、m),因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：,0.052350.035.(3050,5070)sscwwmwmmmmmmm小塔大塔 对于提馏段：,0.075600.06sscwwmwmmm（3）开孔区面积计算:22212(sin)180arxAx rxr 22212()1/2*0.8(0.1260.052)0.22221/2*0.8 0.035 0.36520.3650.2222(0.222 0.3650.212sin0.3031800.365dscaDaxWWmDrWmAm、精馏段：故：22212()1/2*0.8(0.1260.075)0.19921/2*0.8 0.0600.3

23、420.340.1992(0.199 0.340.199sin0.2541800.34dscaDxWWmDrWmAmb、提留段：故：（4）筛板孔的计算及其排列：因苯氯苯系腐蚀性，可用炭钢板，取，0d=4mm,采用正三角形排列。孔中心距：t=30d=3*4=12mm=,孔数目为 n 13 221.1551.155*0.3032430.3124310.012aAat、精馏段：n个个 2000.97)10.1%aAdAt开孔率（气体通过阀孔的气速：000.40413.20/0.101*0.303SVusA b、对提馏段：n=21.1551.155*0.2542037.320380.122aAt个个

24、开孔率：22004=0.907*()0.907()10.1%12aAdAt 000.41316.099/0.101*0.25sVum sA 四、筛板的流体力学验算。1塔板压降 （1）.平板阻力000.051()()VcLuhc 由04/3.51.143d.查图（1-3）00.81c 故有：2213.22.8930.051*0.04490.818730416.0992.8930.051*0.070960.81943.2cchmhm精提（）（）液柱（）（）液柱 （2）.气体通过液层的阻力lh的计算：lhLh 对精馏段:0.4040.8860.5030.0473savu TfAAm/s 14 1/2

25、1/200.886 2.8931.507avKgFusm 查图表得:=故lhLh*m液柱 对提馏段：0.4130.906/0.5030.0473savum sTfAA 1/21/200.906 3.3221.651avKgFusm 查图表得:=故lhLh*m液柱(3)液体表面张力的阻力h计算：04llhgd 对精馏段：33044*19.82*102.313*10873.4*9.81*0.004llhmgd液柱 对提馏段：04llhgd334*19.82*102.060*10943.2*9.81*0.004m液柱 综上（1），（2），（3）得：pclhh+h+h0.04490.03360.002

26、3130.0808m对精馏段：液柱 0.0808*873.4*9.81692.300.7(pplphgpakpa设计允许值）pclhh+h+h0.07960.03420.0020600.07459m对提留段：液柱 0.07459*943.2*9.81690.160.7(pplphgpakpa设计允许值）2、液相落差：对于筛板塔，液面落差很小，且苯设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面误差的影响。3、液沫夹带：15 63.263.235.7*10().2.5*0.060.155.7*100.8860.00288/19.82*100.360.15.avLTffvvueHhahmKgKgKgKgb

27、L对精馏段：2.5h故e（）液气0.1 液气故在本设计中液沫夹带管e在允许范围内。对提馏段：63.232.5*0.060.155.7*100.9060.0162/19.06*100.410.15fLvhhmKgKgKgKg2.5故e（）液气0.1 液气 v故在本设计中液沫夹带管 e在允许范围内。4、漏液.对筛板塔漏液气速：034.4(0.00560.13)/.4.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*10)873.4/2.893lLVchha0min0min u对精馏塔：u 6.520/13.20/m sLm s0u 稳定系数:13.202.021.56.520k 00min

28、uu 故在精馏段无明显漏液。b.对提馏段：34.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*10)873.4/2.8930minu 6.385/16.099/m sLm s0u 稳定系数：16.0992.521.56.385k 00minuu 故在提馏段无明显漏液。5、液泛：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd 应该服从以下关系：()0.5 0.360.0520.412TwdpLdHhmH a、对精馏塔：（）液柱而：hhh 16 因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：433607.44*100.153()0.153()3.686*100.56*0.046sdwLhml h液柱

29、 60.08080.063.686*100.1408dHm液柱()dTwHHh所以符合，故在精馏段无液泛现象。333404()0.5 0.410.0430.4532.37*100.153()0.153()2.290*100.56*0.0370.074590.062.290*100.1348()TwdpLdsdwddTwHhmHLhml hHmHHh b、对提馏段：（）液柱 而：hhh液柱液柱所以符合，故在提馏段无液泛现象。五、塔板负荷性能图：1、漏夜线：02/3.min04.4(0.00560.13)/2.84,()1000llvshLwowowwchhVLhhhhEAl0min0minuu

30、2/3.min002.844.4*0.00560.13()/1000hswLVwLVC AhEhl得：.min2/32/3.4.4*0.81*0.101*0.303*36002.840.00560.130.052()0.002313873.4/2.89310000.561.876 0.010050.1276sssaVLEL、对精馏段：操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs 值，列出下表：3(/)sL ms 3(/)sV ms .min2/32/3.4.4*0.81*0.101*0.254*36002.840.00560.130.043*1*()0.00206943.2/3.3221

31、0000.561.541 0.009130.1276sssbVLL、对提馏段：17 操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs 值，列出下表：3(/)sL ms 3(/)sV ms 2、液沫夹带线：0.1/vsekgkgV以液气为限，求L 关系如下：2.1940.5030.0473vfsssfeHhVVVAA-63.2aLTaTu5.7*10（）u 2.52.5()fLwowhhhh a、对精馏段：wh=2/32/336002.84*1*()0.9810000.56sowsLhL 故 h2/3*fsL0.13+2.45 2/32/363.232/30.360.132.450.232.4

32、52.1945.7*10()0.1/19.82*100.232.45TfSSsvSHhLLVeKgKgL液气 2/30.6526.951sSVL 操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs 值，列出下表：3(/)sL ms 3(/)sV ms b.对提馏段：wh=2/32/32.843600*1*()0.9810000.16owshL 故：h2/3*fsL0.11+2.45 63.232/32.1945.7*10()0.1/19.06*100.302.45svSVeKgKgL液气 2/30.8416.867sSVL 18 列表操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs 值，列出

33、下表计算得:3(/)sL ms 3(/)sV ms 3、液相负荷下限线：对于平直堰，取堰上液层高度owh作为最小液体负荷标准。owh2/336002.84()0.0061000swLEml 3/23min0.06*10000.561()0.00048/2.843600sELms取时 4、液相负荷上限线：以4s 作为液体在降液管中停留时间为下限.即4fTsA HL，故：a.对精馏段：3max0.0473*0.360.00426/44fTsA HLms b.对提馏段：3max0.0473*0.410.00485/44fTsA HLms 5、液泛线：令)dTwHHh（19 222/31)(1),dp

34、lolpcllldplolpclllowlTowcolowsdslssSsowlHhhhhhhhhhHhhhhhhhhhhhHhhhhhhh hh hvvbc Ld Lhhwww 由：；由：；h 联立得：（h忽略，将与与和 得关系式，带入公式得：ah222/31)(1),TowcolowsdslssSsHhhhhhhh hh hvvbc Ld Lw 联立得：（h忽略，将与与和 得关系式，带入公式得：a 其中：20()VlC00.051a=A 202/31)2.843600*1*(1)()1000TwbHhdl w（hc=0.153/l 22.893()0.275873.40.101*0.303

35、*0.81a、对于精馏段：0.051 a=0.5*0.36(0.50.561)0.0520.125b 2230.568c=0.153/0.56*0.046 2/3222/3222/32.843600*1*(10.56)()1.53210000.560.2750.125230.5681.5320.454838.4295.571sSssSsdvLLvLL 故：即：列表计算：3(/)sL ms 3(/)sV ms b、对于提馏段 20 222/3222/323.322()0.416943.20.101*0.254*0.810.5*0.41(0.50.571)0.0430.159356.3792.84

36、3600*1*(10.57)()1.5410000.560.4160.159356.3791.540.382856.6sSssbdvLLv 0.051a=c=0.153/0.56*0.037故：即：22/3800.370SsLL 列表计算:3(/)sL ms 3(/)sV ms 6、根据 1，2，3，4，5，可作出筛板的负荷性能图：在图上，作出操作点 A,连接 OA，即作出操作线，可以得出：设筛板的操作上限为液泛 控制，下限为漏液控制，查图得。33maxminmaxmin33maxminmaxmin0.589/,0.192/0.5893.0680.192.0.600/,0.155/0.6003

37、.8710.155ssssssssavms vmsvvbvms vmsvv、对精馏段：故操作线弹性为、对提馏段：故操作线弹性为 六、板式塔的结构与附属设备：（一）塔顶结构：1、塔的空间：塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于让塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（HT 若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距 对于精馏塔：HT，塔顶空间应取 对于提馏段：HT 塔顶空间应取 21 综合以上考虑可以取：塔顶空间为 2、塔底空间：塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距其值由下列因素决定：塔底储液空间依储存液量停留 38mm（易结焦物可缩短停留时间）而定，

38、再沸器的安装方式及安装高度；塔底液向最下层塔板之间要留有 12m 的间距 综合以上因素，塔底空间取 3、人孔：对于 D1000mm 的板式塔。一般每隔 68 层塔板设一人孔。人孔直径一般 450mm600mm 其伸长塔体的同体长为 200250mm 人孔中心距操作平台约为 8001200mm 没人孔处的板间距应等于或大于 600mm 本设计中：D，总板数为 14 块设只能在进料板上方设一人孔，直径为550mm 伸长塔体的筒体长 200mm 人孔中心距操作平台 1000mm 并将进料板处间距设为 4、塔高 H（nnFnP1）HTnFHFnpHp+HD+HB+H1H2 其中其中：H塔高，m；n实际

39、踏板数 nF进料板数 HF进料板处板间距 m np人孔数 HB塔底的空间高度 m Hp设人孔处的板间距，m HD塔顶空间高度，m;22 H1封头高度，m；H2裙座高度，m；取封头高度为 H1D/2+D/6 H5*+7*+*1+10m 塔的结构：因 D选取单流型塔板，板块数为 3 （三）附属设备及其热量衡算 1、在沸器的计算和选型 本设计所采用的加热蒸汽压力为 进料时苯和氯苯的比热分别为 160kJ 热蒸汽用量的计算：平均化热：CP*160+*（）原料液的焓:hFCP*tF*104kJ/kmol 原料带入的热量:QF=F*hF=*104=*105kJ/h 塔顶蒸汽的热焓近似取纯苯蒸汽的焓：HVr

40、CPtD+*104kJ/kmol 蒸汽带出去的热量：QVVHV*104*106kJ/h 塔底产品的焓近似取纯氯苯的焓：hwCPtW*104*105kJ/h 回流液的焓近似取纯苯的焓：hRCPtD*104kJ/kmol 回流液带入的热量：QRRDhR*104*105kJ/h 而：再沸器中加热剂带入的热量 QBQVQWQFQR 所以所以：QB*106+*105*105*105*105kJ/h*106kJ/h 加热水蒸气的气化潜热*103kJ/kmol 水蒸汽的用量 GBQB/（*106）/（*103）hh b.再沸器传热面积的计算(安全系数取 8）23 加热蒸汽压力为时，查表的水蒸气温度为 t取

41、k650（W/，则再沸器的传热面积为 A（kT）（*106）/650*c.再沸器的选型：卧式热虹吸再沸器，选取型号为 FLB800180164 型 卧式热虹吸再沸器的优点：1.传热面积大时再沸器的金属耗电量低；2.出塔产品缓冲容积较大，稳定性较高；3.循环时，宽馏分物质重沸器的出入口温度高于罐式 从经济与工艺两方面考虑，综合优缺点及本工艺要求，选用卧式较适宜。2.冷却水用量的计算：QcQVQRQD 馏出液的焓值等于回流液的焓：hD*104kJ/mol 塔顶产品带出去的热量：QDDhD*104*105=kJ/mol 故：Qc*105*106kJ/h 水的汽化热：Cp 冷却水用量：64211.59

42、5*102.38*10/23.87/()4.187(3721)ccpQGkg hT hCtt b.泵的计算和选用：可取水998kg/m3 故流速：VGc/水*104/998h 查表得：可取标准泵 3B57A，即为冷凝器供给冷凝水所需的水泵 c.全凝器得换热面积：取可650W/；安全系数可取 8 0010201m1282.9t21t37t61.945.9t53.5061.9lnln45.9DtCCCCtt2取水的温度 t 621.08*1.595*101.0849.54650*53.50cmQAmk t 24 选择浮头式冷凝器，其规格为：FLB60075256 3.接管尺寸的确定：a.进料管：因

43、苯氯苯物系属物料清洁且腐蚀轻微物系，可以用不分插结构，即把进料器直接焊在塔壁上，设计采用直管进料 管内径：40.04444*3600lLDFM fDmmm 取其尺寸为45*2.5 b.回流管：40.05353*3600LLDLMDmmm 取其尺寸为：60*3.0 c.釜液出口管：40.03333*3600LWLWWMDmmm 取其尺寸为：38*2.5 八、方案优化 在本次设计中涉及各方面的设备，也涉及各方面的问题，从而有一个方案优化问题：1.塔的设计与性能 本塔设计对残液要求高，在求理论板数进行了放大处理，由于计算这两段塔注相差不大，在符合要求的情况下，可取为相同，对制造有利。从负荷性能图上看

44、，精馏段操作弹性为，提馏段为均较合适，在负荷性能图上，液泛线超出了雾沫夹带线表明雾沫夹带控制，不会出现液泛。2.原料泵的选择 25 送原料泵的扬程一般要比实际大，这样可以防止当输送中断时，原料槽液面下降出现混浊产生空转，另外，在所有的泵设备中都需要有备用泵，防止突发事故。3.关于能量的综合利用 在本工艺流程过程设计中，多处用到换热器，且用处各不相同，有的用于加热，有的用于冷却，因而应该考虑换热器间物料和能量的综合利用，塔顶蒸汽冷凝时放出的能量可利用于原料的预加热或其他方面的加热，而且，由于塔釜液的流量，温度均比塔顶高，能量更多 直接排放不仅浪费而且不安全，这部分能量也可以回收利用通过热量的充分

45、利用和回收，可节省大量的蒸汽永良，从而节省经费。七、塔体设计总表：序号 项目 精馏数值 提馏数值 1 平均温度：tm,0C 2 平均压力：Pm,kPa 3 气相流量：VS,m3/s 4 液相流量：LS,m3/s*10-4*10-3 5 实际塔板数：NT 6 8 6 有效段高度：m 7 塔径，m.08 8 板间距,m .9 溢流形式 单溢流 单溢流 10 降液管形式 弓形降液管 弓形降液管 11 堰长,m 12 堰高,m 13 板上液层高度,m 14 堰上液层高度,m 26 15 降液管底隙高度,m 16 安定区宽度,m 17 边缘区宽度,m 18 开孔区面积,m2 19 筛孔直径,m 20 筛孔数目 2431 2038 21 孔中心距,m 22 开孔率,%23 空塔气速,m/s 24 筛孔气速,m/s 25 稳定系数 26 每层塔板压降,Pa 27 负荷上限 液沫控制 液泛控制 28 负荷下限 漏夜控制 漏夜控制 29 液沫夹带,kg 液/kg 气 30 气相负荷上限,m3 31 气相负荷下限,m3 32 操作弹性