苯與氯苯分離化工原理課程設(shè)計(jì)

1、<p>　　(一）產(chǎn)品與設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介</p><p>　　1.產(chǎn)品性質(zhì)、質(zhì)量指標(biāo)和用途</p><p>　　產(chǎn)品性質(zhì)：有杏仁味的無(wú)色透明、易揮發(fā)液體。密度1．105g/cm3。沸點(diǎn)131．6℃。凝固點(diǎn)-45℃。折射率1．5216(25℃)。閃點(diǎn)29．4℃。燃點(diǎn)637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面張力33．28×10-3N／

2、m．溶解度參數(shù)δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長(zhǎng)時(shí)間沸騰則脫氯。蒸氣經(jīng)過(guò)紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。有毒．在體內(nèi)有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官。對(duì)皮膚和粘膜有刺激性．對(duì)神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，LD502910mg／kg，空氣中最高容許濃度50mg／m3。遇高溫

3、、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險(xiǎn)。與氯酸銀反應(yīng)劇烈</p><p>　　質(zhì)量指標(biāo)：氯苯純度不低于99.8%，塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　產(chǎn)品用途：作為有機(jī)合成的重要原料</p><p><b>　　2.設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介</b></p><p>　?。?）精餾方

4、式：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無(wú)須采用特殊精餾。（2）操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。（3） 塔板形式：F1型浮閥塔板，浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、造價(jià)低;塔板開口率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量的變化

5、自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，故塔板效率較高。 </p><p>　?。?） 加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。（5） 由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。（6） 再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點(diǎn)下一部分回流入塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)

6、品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3工藝流程草圖及說(shuō)明</p><p>　　首先，苯和氯苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，

7、其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。</p><p>　　(二) 精餾塔的物料衡算 </p><p>　

8、　1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　苯的摩爾質(zhì)量MA = 78.11 </p><p>　　氯苯的摩爾質(zhì)量MB =112.56 </p><p>　　2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　3.物料衡算</b></p><p>　　氯苯產(chǎn)量

9、 </p><p>　　總物料衡算 </p><p>　　苯物料衡算 </p><p>　　聯(lián)立解得 </p><p><b>　?。ㄈ┧鍞?shù)的確定</b></p><p>　　1．理論塔板數(shù)的求取</p>&

10、lt;p>　　根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取</p><p>　　①由手冊(cè)查得苯-氯苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，列于下表 </p><p>　　苯-氯苯

11、氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。</p><p>　?、谇笞钚』亓鞅?、操作回流比及最小理論塔板層數(shù) </p><p>　　將1.表中數(shù)據(jù)作圖得曲線（如圖1）及曲線（如圖2）。在圖上，因，查得，而，。故有：</p>

12、<p>　　考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.85倍，即：</p><p>　?、矍缶s塔氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=0.6585×56.25=37.04kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(0.6585+1) ×56.25=93.29kmol/h</p>

13、;<p>　　L’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h</p><p>　　V’=V=93.29 kmol/h</p><p><b>　?、芮蟛僮骶€方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線：</b></p><p>　　提餾段操作線為過(guò)和兩點(diǎn)的直線

14、。 </p><p>　?、輬D解法求理論塔板數(shù) </p><p>　　如圖1所示，求解結(jié)果為</p><p>　　總理論板層數(shù) NT=11.0（包括再沸器）</p><p>　　進(jìn)料板位置 NF=4</p><p>　　圖1 圖解法求理論板層數(shù)</p><p>

15、　　圖2 苯-氯苯物系溫度組成圖</p><p>　　2．實(shí)際塔板數(shù)的求取</p><p><b>　　（1）全塔效率</b></p><p><b>　　塔的平均溫度</b></p><p>　　平均溫度下的氣液組成 </p><p>　　苯與氯苯的粘度

16、分別為 </p><p><b>　　平均粘度為 </b></p><p><b>　　塔板效率為 </b></p><p>　?。?）實(shí)際板層數(shù)的求取</p><p>　　N精=3/0.553=5.42≈6</p><p>　　N提=8/0.553=14.

17、47≈15</p><p>　　Np=6+15=21</p><p>　　(四) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p><b>　　1、操作壓力的計(jì)算</b></p><p>　　塔頂操作壓力 pD=101.08+4=105.08kpa</p><p>　　每層塔板壓降

18、 Δp=0.7kpa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 pF=105.08+0.7×6=109.28kpa</p><p>　　塔底壓力 pW=105.08+0.7×21=119.78kpa</p><p>　　精餾段平均壓力 pm=1/2×（105.08+109.28）=107.18kpa</p>

19、<p>　　提餾段平均壓力 pm‘=1/2×（109.28+119.78）=114.53kpa</p><p><b>　　2、操作溫度計(jì)算</b></p><p>　　由t-x-y圖得，塔頂溫度tD=83.5℃，進(jìn)料板溫度tF=91.7℃，塔底溫度tW=131.1℃。精餾段平均溫度tm=1/2×（83.9+91.7）=87.6℃，提

20、餾段平均溫度tm‘=1/2×（131.1+91.7）=111.4℃。</p><p>　　3、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算</p><p>　　塔頂xD=y1=0.9860，查圖1得x1=0.9353。同理，加料板xF=0.6188，yF=0.8818；塔底xW=0.0017，yW=0.0067。</p><p>　　MVDm=0.9860×78.11+(

21、1-0.9860) ×112.56=78.59kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.9353×78.11+(1-0.9353) ×112.56=79.65kg/kmol</p><p>　　MVFm=0.8818×78.11+(1-0.8818) ×112.56=82.18kg/kmol</p><p>

22、　　MLFm=0.6188×78.11+(1-0.6188) ×112.56=91.24kg/kmol</p><p>　　MVWm=0.0067×78.11+(1-0.0067) ×112.56=112.33kg/kmol</p><p>　　MLWm=0.0017×78.11+(1-0.0017) ×112.56=112.50

23、kg/kmol</p><p><b>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　MVm=1/2×(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol</p><p>　　MLm=1/2×(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol</p><p><b>　　提餾段平

24、均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　M‘Vm=1/2×(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol</p><p>　　M‘Lm=1/2×(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol</p><p><b>　　4、平均密度的計(jì)算</b></p><p>&l

25、t;b>　?。?）氣相平均密度</b></p><p><b>　?。?）液相平均密度</b></p><p>　　液相平均密度依下式計(jì)算，即（a為質(zhì)量分率）</p><p>　　塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下ρA=812.41kg/m3, ρB=1033.79kg/m3</p><p>　　，所以

26、ρLDm=815.90kg/m3。</p><p>　　進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下ρA=803.62kg/m3, ρB=1025.56kg/m3</p><p>　　，所以ρFDm=894.61kg/m3。</p><p>　　塔底溫度tW=131.1℃,此溫度下ρA=755.91kg/m3, ρB=980.90kg/m3</p><p

27、>　　，所以ρLWm=980.06kg/m3。</p><p>　　所以 ρLm=1/2×(815.90+894.61)=855.26 kg/m3</p><p>　　ρ’Lm=1/2×(980.06+894.61)=937.34 kg/m3</p><p><b>　　5、液體的表面張力</b></p&g

28、t;<p>　　塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下σA=20.7dyn/cm, σB=25.8dyn/cm</p><p>　　σLDm=0.9860×20.7+（1-0.9860）×25.8=20.8 dyn/cm。</p><p>　　進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下σA=19.8dyn/cm, σB=24.9dyn/cm</p>&

29、lt;p>　　σLFm=0.6188×19.8+（1-0.6188）×24.9=21.7 dyn/cm。</p><p>　　塔底溫度tW=131.5℃,此溫度下σA=15.3dyn/cm, σB=20.4dyn/cm</p><p>　　σLWm=0.0029×15.1+（1-0.0029）×20.4=20.3 dyn/cm。</p&g

30、t;<p>　　所以 σLm=1/2×(20.8+21.7)=21.3dyn/cm</p><p>　　σ’Lm=1/2×(20.4+21.7)=21.1dyn/cm</p><p>　　6、液體平均黏度的計(jì)算</p><p>　　塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下μA=0.297mpa·s，μB=0.301mpa&

31、#183;s</p><p>　　,解得μLDm=0.297 mpa·s。</p><p>　　進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下μA=0.275mpa·s，μB=0.282mpa·s</p><p>　　,解得μLFm=0.280 mpa·s。</p><p>　　塔底溫度tW=131.1℃,此溫度

32、下μA=0.197mpa·s，μB=0.202mpa·s</p><p>　　,解得μLDm=0.202 mpa·s。</p><p>　　所以 μLm=1/2×(0.297+0.280)=0.289mpa·s</p><p>　　μ’Lm=1/2×(0.202+0.280)=0.241 mpa

33、83;s</p><p>　　(五)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算</p><p><b>　　1、塔徑的計(jì)算</b></p><p>　　（1）精餾段的氣、液相體積流率分別為</p><p>　　，取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得，

34、C20=0.073。</p><p>　　取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u=0.8umax=0.8×1.269=1.015m/s。</p><p>　　，圓整后取D=1.0m。</p><p><b>　　塔截面積為 </b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 u=0.721/0.785=0.918m

35、/s。</p><p>　?。?）提餾段的氣、液相體積流率分別為</p><p>　　，取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得，C20=0.068。</p><p>　　取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u=0.8umax=0.8×1.126=0.901m/s。</p&

36、gt;<p>　　，圓整后取D‘=1.0m。</p><p><b>　　塔截面積為 </b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 u=0.720/0.785=0.917m/s。</p><p>　　2、精餾塔的有效高度的計(jì)算</p><p>　　z精=（N精-1）HT=（6-1）×0.

37、40=2.0m</p><p>　　z提=（N提-1）HT=（15-1）×0.40=5.6m</p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，提餾段中開兩個(gè)人孔，其高度為0.8m，故有效高度應(yīng)為</p><p><b>　　全塔的實(shí)際高度</b></p><p>　　取進(jìn)料板板間距為0.8m，人孔處板間距為0.8m，

38、塔底空間高度為2.5m，塔頂空間高度為0.8m，封頭高度為0.5m，裙座高度為2.0m，則全塔高為</p><p>　　(六)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p><b>　　1、溢流裝置的計(jì)算</b></p><p>　　因D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：</p><p><

39、b>　?。?）堰長(zhǎng)lw</b></p><p>　　取 lw=0.66D=0.66×1.0=0.66m。</p><p>　?。?）溢流堰高度hw</p><p><b>　　精餾段堰上液層高度</b></p><p><b>　　提餾段堰上液層高度</b><

40、/p><p>　　取，則 精餾段hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m</p><p>　　提餾段h‘w=hL-h‘ow=0.06-0.0227=0.0373m</p><p>　　因此，上下兩段均取。</p><p>　　（3）弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p>　　由lw/D=0.6

41、6，查文獻(xiàn)[1]圖5-7得Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故</p><p>　　Af=0.0722AT=0.0722×0.785=0.0567m2</p><p>　　Wd=0.125D=0.125×1.0=0.125m。</p><p>　　塔的相對(duì)操作面積為（1-2×0.0722）×100%=85.6%&

42、lt;/p><p>　　依文獻(xiàn)[1]式5-9驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間。對(duì)于精餾段有</p><p><b>　　，合理。</b></p><p><b>　　對(duì)于提餾段有</b></p><p><b>　　，合理。</b></p><p>　?。?）降

43、液管底隙高度h0</p><p>　　精餾段u0’=0.09m/s，提餾段u0’=0.20m/s，則</p><p><b>　　，。</b></p><p>　　因此，上下兩段均取。</p><p>　　故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　選用凹形受液盤，深度。</p>&

44、lt;p><b>　　2、塔板布置</b></p><p>　　采用F1型浮閥，重量為33g(重閥)，孔徑為39mm，閥片直徑48mm,閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm。</p><p><b>　　閥孔臨界速度</b></p><p><b>　　精餾段 </b><

45、;/p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為</p><p><b>　　均屬正常操作范圍。</b></p><p><b>　　開孔率</b></p><p>　　式中：為適宜的空塔氣速，為閥孔速度。&

46、lt;/p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　為了塔板加工方便，上下兩分段開孔率均采用，由此求得上下兩端的閥孔速度和相應(yīng)的動(dòng)能因子為：</p><p><b>　　閥孔總面積</b></p>&

47、lt;p><b>　　浮閥總數(shù)</b></p><p>　　塔板上布置浮閥的有效操作面積</p><p>　　已知，取破沫區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度，則</p><p>　　有效操作面積 </p><p>　　有效操作面積率 </p><p><b>　　浮閥的排列</b&

48、gt;</p><p>　　浮閥采用等腰三角形交叉排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心距為t，與此相應(yīng)</p><p>　　每排浮閥中心線之間的距離，則</p><p>　　取t=0.060m。</p><p>　　(七)篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p><b>　　1、塔板壓降</b></p

49、><p><b>　　（1）干板阻力hc</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　，則 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b&g

50、t;　　，則 </b></p><p>　?。?）氣體通過(guò)液層的阻力h1</p><p>　　取充氣系數(shù)，則 </p><p>　?。?）液體表面張力阻力hσ （此阻力很小，忽略不計(jì)）</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算：</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降為&

51、lt;/p><p>　　上下兩段單板壓降均符合設(shè)計(jì)任務(wù)要求。</p><p><b>　　2、液沫夾帶</b></p><p>　　板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 </p><p>　　板上液流面積 </p><p>　　苯和氯苯是正常系統(tǒng)，因此物性系數(shù)K=1.0，查圖的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)</p

52、><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p><b>　　3、液泛

53、</b></p><p>　　為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度,</p><p><b>　　而</b></p><p>　　與氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>

54、;　　提餾段 </b></p><p>　　液體通過(guò)降液管的壓頭損失</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p><b>　　板上液層高度</b></p><p&g

55、t;<b>　　精餾段和提餾段皆為</b></p><p>　　因此，取，降液管中清液層高度如下：</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　可見，精餾段和提餾段均符合防止液泛的要求。</p&g

56、t;<p>　　(八)塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　1、漏液線</b></p><p><b>　　精餾段: </b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　2、霧沫夾帶線</b></p

57、><p><b>　　泛點(diǎn)率=</b></p><p>　　按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算</p><p>　　精餾段： </p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　精餾段： </p><p><b>

58、;　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls，計(jì)算出Vs的值列于表2中</p><p>　　表2 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果</p><p>　　由上表可作出霧沫夾帶線2。</p><p><b>　　3、液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液

59、層高度how=0.006m作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。</p><p><b>　　取E=1，則</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無(wú)關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限3。</p><p><b>　　4、液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。</p

60、><p><b>　　故 </b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無(wú)關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限4。</p><p><b>　　5、液泛線</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b&

61、gt;</p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs，計(jì)算結(jié)果列于表3中</p><p>　　表3 液泛線計(jì)算結(jié)果</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可作出篩板

62、塔的負(fù)荷性能圖，如圖3、圖4所示。</p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，與坐標(biāo)原點(diǎn)相連，即作出操作線。</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p><b>　　操作條件下</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p&g

63、t;<p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　在精餾段負(fù)荷性能圖，即圖3中，精餾段氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。操作彈性： 。</p><p>　　在提餾段負(fù)荷性能圖，即圖4中，提餾段氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下線 操作彈性： 。</p><p>　　圖3 精餾段塔板負(fù)荷性能圖</p&

64、gt;<p>　　圖4 提餾段塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　(九)精餾塔接管尺寸計(jì)算</p><p><b>　　1、進(jìn)料管</b></p><p>　　，取u=2.0m/s，則</p><p>　　按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ45×3.0。</p><p&g

65、t;<b>　　2、塔釜出料管</b></p><p>　　，取u=0.7m/s，則</p><p>　　按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ48×4.0。</p><p><b>　　3、塔頂上升蒸汽管</b></p><p>　　，取u=15m/s，則</p><

66、;p>　　按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ273×8.0。</p><p><b>　　4、塔底蒸汽進(jìn)口管</b></p><p>　　，取u=15m/s，則</p><p>　　按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ273×7.0。</p><p><b>　　5、塔頂回流

67、液管</b></p><p>　　，取u=0.4m/s，則</p><p>　　按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ76×6.0。</p><p>　　(十)塔頂全凝器和塔底再沸器的計(jì)算及選型</p><p><b>　　1、塔頂全凝器</b></p><p>　　塔頂溫

68、度tD=83℃,苯的氣化潛熱r=30778kJ/kmol。熱損失5%，故熱負(fù)荷為</p><p><b>　　=839.56kW</b></p><p>　　總傳熱系數(shù)K=1000W/(m2·℃)。冷卻水32℃進(jìn)，38℃出，泡點(diǎn)回流，故。</p><p>　　換熱面積為 ，取S=19.7m2</p><p>

69、　　根據(jù)GB/T4715-92標(biāo)準(zhǔn)選擇單程固定管板式換熱器 (DNφ400×2000)，實(shí)際換熱面積 S=19.7m2</p><p><b>　　冷凝水用量衡算 </b></p><p>　　2、再沸器(E-105立式虹吸式)</p><p>　　立式虹吸式再沸器傳熱效果好，占地面積小，直接管短</p><p&

70、gt;　　蒸發(fā)量V’=93.29kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化熱</p><p>　　熱損失按5%計(jì)算 </p><p>　　=158.7-131.5=27.2℃ 總傳熱系數(shù)k取600W/m2℃</p><p><b>　　S取 </b></p><p>　　查<化工設(shè)計(jì)手冊(cè)>，得型號(hào)（DN4

71、504500）。</p><p>　　(十一)設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表</p><p>　　附表1 物料衡算計(jì)算結(jié)果</p><p>　　附表2 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果</p><p>　　附表3 接管尺寸計(jì)算結(jié)果</p><p><b>　　(十二)設(shè)計(jì)評(píng)述</b></p>

72、<p><b>　　1、回流比的選擇</b></p><p>　　回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素?？傎M(fèi)用中最低所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜回流比。</p><p>　　在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1～2倍。</p><

73、p><b>　　2、塔高和塔徑</b></p><p>　　影響塔板效率的因素有很多，概括起來(lái)有物性性質(zhì)﹑塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴(kuò)散系數(shù)及相對(duì)揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的

74、生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。</p><p><b>　　3、進(jìn)料狀況的影響</b></p><p>　　由于不同進(jìn)料狀況的影響，使從進(jìn)料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提留段的液體量發(fā)生了變化。我們選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進(jìn)入提留段，作為提留段的回流液，兩端上升的蒸汽流相等，即。 &

75、lt;/p><p><b>　　4、輔助設(shè)備</b></p><p>　　對(duì)連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷以及冷卻介質(zhì)和加熱介質(zhì)的消耗量，并為設(shè)計(jì)這些換熱設(shè)備提供基本數(shù)據(jù)。從傳質(zhì)角度而言，宜將熱量加入塔底，即選擇冷進(jìn)料，這樣可提供更多的氣相回流。</p><p>　　隨著進(jìn)料帶入熱量增加，塔底再熱器供熱必將減少，加熱蒸汽消耗

76、量降低，但全塔總的耗熱量是一定的。從廢熱回收利用和能量回收品味而言，加熱原料所需的品味較低，且多可利用廢熱。因此我們采用熱進(jìn)料。</p><p>　　精餾過(guò)程需要消耗大量的能量，我們采取的降低能耗的具體措施如下：</p><p>　　1)選擇經(jīng)濟(jì)合理的回流比；</p><p>　　2)回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源；</p><

77、p>　　3)對(duì)精餾過(guò)程進(jìn)行優(yōu)化控制，減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，可確保過(guò)程能耗為最低。</p><p>　　5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié)</p><p>　　對(duì)于我們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是：</p><p><b>　　1)塔壓穩(wěn)定；</b></p><p>　　2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定

78、；</p><p>　　3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定；</p><p><b>　　4)回流比恒定；</b></p><p>　　5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定；</p><p>　　6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。</p><p>　?。ㄊ┚s塔成本列表</p><p>

79、　　工業(yè)用水的操作費(fèi)為主要費(fèi)用，所以工廠應(yīng)該盡可能循環(huán)用水減少水的損失，提高水的利用率，來(lái)降低成本，更加的節(jié)能環(huán)保經(jīng)濟(jì)</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　1、《化工流體流動(dòng)與傳熱》 化學(xué)工業(yè)出版社，柴誠(chéng)敬、張國(guó)亮，2007</p><p>　　2、《化工傳質(zhì)與分離過(guò)程》 化學(xué)工程出版社，賈紹義、柴誠(chéng)敬，2009&