設(shè)計一座苯氯苯連續(xù)板式精餾塔

苯-氯苯板式精餾塔的工藝設(shè)計苯-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計任務(wù)一．設(shè)計題目設(shè)計一座苯-氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 99.8%的氯苯50000t，塔頂餾出液中含氯苯不高于 2%。原料液中含氯苯為 38%（以上均為質(zhì)量%）。矚慫潤厲釤瘞睞櫪廡賴。二．操作條件塔頂壓強4kPa（表壓）；進(jìn)料熱狀況，自選；回流比，自選；塔底加熱蒸汽壓力0.5MPa(表壓)；單板壓降不大于0.7kPa；三．塔板類型篩板或浮閥塔板（F1型）。四．工作日每年300天，每天24小時連續(xù)運行。五．廠址廠址為天津地區(qū)。六．設(shè)計內(nèi)容精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學(xué)驗算；塔板負(fù)荷性能圖；精餾塔接管尺寸計算；繪制生產(chǎn)工藝流程圖；繪制精餾塔設(shè)計條件圖；繪制塔板施工圖（可根據(jù)實際情況選作）；對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。七．設(shè)計基礎(chǔ)數(shù)據(jù)苯-氯苯純組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)溫度，（℃）8090100110120130131.8pi×苯7601025135017602250284029000.133-1k148205293400543719760氯苯Pa其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手冊。設(shè)計方案一．設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格 Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔節(jié)可設(shè)置1～2個進(jìn)料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進(jìn)行設(shè)計制造各種非標(biāo)產(chǎn)品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進(jìn)料罐、進(jìn)料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進(jìn)行控制， 塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫～300℃范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進(jìn)料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進(jìn)料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。 聞創(chuàng)溝燴鐺險愛氌譴凈。二．設(shè)計方案的特點浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，而且更可靠。浮閥塔更適合塔徑不很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。殘騖樓諍錈瀨濟溆塹籟。三．工藝流程原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。釅錒極額閉鎮(zhèn)檜豬訣錐。苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書一．設(shè)計方案的確定及工藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。彈貿(mào)攝爾霽斃攬磚鹵廡。二．全塔的物料衡算（一）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。62/78.11xF0.70262/78.1138/112.6198/78.11xD0.98698/78.112/112.610.2/78.11xW0.002880.2/78.11 99.8/112.61（二）平均摩爾質(zhì)量MF＝78.11×0.702＋(1－0.702)×112.61＝88.39kg/kmolMD78.110.98610.986112.6178.59kg/kmolMW78.110.0028810.00288112.61112.5kg/kmol（三）料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：一年以 300天，一天以 24小時計，有：W′＝50000t/a＝6944.4kg/h，全塔物料衡算：謀蕎摶篋飆鐸懟類蔣薔?！洌紻′＋W′0.38F′＝0.02D′＋0.998W′F′＝18865.6kg/h F ＝18865.6/88.39＝213.44kmol/h 廈礴懇蹣駢時盡繼價騷。D′＝11921.2kg/h D ＝11921.2/78.59＝151.69kmol/h 煢楨廣鰳鯡選塊網(wǎng)羈淚。W′＝6944.4kg/h W ＝8944.4/112.5＝61.73kmol/h三．塔板數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù) NT的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（ M·T法）求取NT，步驟如下：1.根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取 x~y依據(jù)x pt pB/pA pB ，y pAx/pt，將所得計算結(jié)果列表如下：表3-1 相關(guān)數(shù)據(jù)計算131.溫度，（℃）80901001101201308pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相x10.670.440.260.120.01072579摩爾0.910.780.610.370.07分率y1035461本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對x~y平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。鵝婭盡損鵪慘歷蘢鴛賴。確定操作的回流比R將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得x~y曲線。圖3-1苯—氯苯混合液的x—y圖在x~y圖上，因q1，查得ye0.925，而xexF0.702，xD0.986。故有：xDye0.9860.9250.274Rmxe0.9250.702ye考慮到精餾段操作線離平衡線較近， 故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：R 2Rm 2 0.274 0.548求精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=0.548×151.69=83.13kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1)×151.69=234.82kmol/hL′=L+F=83.13+213.44=296.57kmol/hV′=V=234.82kmol/h3.求理論塔板數(shù)精餾段操作線：yRxD0.350.64R1R1提餾段操作線：yLW1.260.000757VxwV提餾段操作線為過 0.00288,0.00288和0.702,0.884兩點的直線。圖3-2 苯-氯苯物系精餾分離理論塔板數(shù)的圖解圖解得NT 9.5 1 8.5塊（不含釜）。其中，精餾段NT1 3塊，提餾段NT2 5.5塊，第4塊為加料板位置。（二）實際塔板數(shù) Np全塔效率ET選用E 0.17 0.616logμ 公式計算。該式適用于液相粘度為T m0.07~1.4mPa·s的烴類物系，式中的 μ為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平m均粘度?；[叢媽羥為贍僨蟶練淨(jìng)。塔的平均溫度為 0.5×(80+131.8)=106℃（取塔頂?shù)椎乃阈g(shù)平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄11得：μA0.24mPas，μB0.34mPas。預(yù)頌圣鉉儐歲齦訝驊糴。mAxFB1xF0.240.7020.3410.7020.2698ET0.170.616logm0.170.616log0.26980.52實際塔板數(shù)Np（近似取兩段效率相同）精餾段：Np13/0.525.77塊，取Np16塊提餾段：Np25.5/0.5210.58塊，取Np211塊總塔板數(shù)NpNp1Np217塊。四．塔的精餾段操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（一）平均壓強 pm取每層塔板壓降為 0.7kPa計算。塔頂：pD 101.3 4 105.3kPa加料板：pF105.30.76109.5kPa平均壓強pm105.3109.5/2107.4kPa（二）平均溫度tm依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法，計算出泡點溫度，其中苯、氯苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算結(jié)果如下：滲釤嗆儼勻諤鱉調(diào)硯錦。塔頂溫度tD 80℃加料板tF 88℃。tm8088/284℃（三）平均分子量Mm塔頂：y1xD0.986，x10.940（查相平衡圖）MVD,m0.98678.1110.986112.6178.59kg/kmolMLD,m0.94078.1110.940112.6180.18kg/kmol加料板：yF0.925，xF0.702（查相平衡圖）MVF,m0.92578.1110.925112.6180.70kg/kmolMLD,m0.70278.1110.702112.6188.39kg/kmol精餾段：MV,m78.5980.70/279.65kg/kmolML,m80.1888.39/284.29kg/kmol（四）平均密度ρm液相平均密度ρL,m表4-1 組分的液相密度ρ（kg/m3）溫度，（℃）8090100110120130ρ苯8178057937827707571039102810181008997985氯苯純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯：ρA9121.187t推薦：ρA912.131.1886t氯苯：ρB11271.111t推薦：ρB1124.41.0657t式中的t為溫度，℃塔頂：ρLD,A912.131.1886t912.131.188680817.0kg/m3ρ1124.4t1124.41.0657801039.1kg/m3LD,B1.06571aAaB0.980.02ρLD,m820.5kg/m3ρLD,mρLD,AρLD,B817.01039.1進(jìn)料板：ρLF,A912.131.1886t912.131.188688807.5kg/m3ρLF,B1124.41.0657t1124.41.0657881030.6kg/m31aAaB0.620.38LF,mLF,ALF,B807.51030.6

LF,m 879.88kg/m3精餾段：L,m820.5879.88/2850.19kg/m32.汽相平均密度ρV,mpmMV,m107.479.652.88kg/m3V,m8.31427384RTm（五）液體的平均表面張力σm附：表4-2組分的表面張力σ（mN/m）溫度，（℃）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3σ26.125.722.722.221.620.4氯苯雙組分混合液體的表面張力σ可按下式計算：mσσ（xA、xB為A、B組分的摩爾分率）σmσAxBσBxA計算得，塔頂：σD,A21.08mN/m；σD,B26.02mN/m（80℃）σD,mσAσB21.0826.02σAxBσBxAD21.080.01421.14mN/m26.020.986進(jìn)料板：σF,A20.20mN/m；σF,B25.34mN/m（88℃）AB20.2025.3420.20mN/mF,mBxAAxBF20.200.29825.340.702精餾段：m21.1420.20/220.67mN/m氯苯的汽化潛熱：常壓沸點下的汽化潛熱為 35.3×103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關(guān)系可用下式表示：r2tct20.38（氯苯的臨界溫度：tc359.2C）r10.38tct1（六）液體的平均粘度 μL,m塔頂：查化工原理附錄 11，在80℃下有：μLD,mμAxADμBxBD0.3150.9860.4450.0140.317mPas加料板：LF,m0.280.7020.410.2980.318mPas精餾段：L,m0.3170.318/20.3175mPas五．精餾段的汽液負(fù)荷計算汽相摩爾流率V R 1D 1.548 151.69 234.82kmol/h汽相體積流量VsVMV,m234.8279.651.804m3/s3600V,m36002.88汽相體積流量Vh1.804m3/s6494.4m3/h液相回流摩爾流率LRD0.548151.6983.13kmol/h液相體積流量Ls

LM

L,m

83.13 84.29 0.00229m3/s3600

L,m

3600 850.19液相體積流量Lh0.00229m3/s8.24m3/h冷凝器的熱負(fù)荷QVr235.3378.59310/36001593kW六．塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算（一）塔徑1.初選塔板間距HT450mm及板上液層高度hL60mm，則：HThL0.450.060.39m2.按Smith法求取允許的空塔氣速umax（即泛點氣速uF）Ls0.50.00229850.190.5L0.0218Vs1.8042.88V查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C200.080.20.2負(fù)荷因子20.670.0805CC20200.0820泛點氣速：umaxCLV/V0.0805850.192.88/2.881.3808m/s3.取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u0.7umax0.9665m/s4.精餾段的塔徑D4Vs/u41.804/3.140.96651.542m圓整取D1600mm，此時的操作氣速u0.9665m/s。5.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精（N精1）HT（61）0.452.25m提餾段有效高度為Z提（N提 1）HT（11 1）0.45 4.5m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 600mm故精餾塔的高度為Z Z Z 2.25+4.5+0.6=7.35m精 提（二）塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。（1）溢流堰長（出口堰長） lw取lw 0.6D 0.6 1.6 0.96m堰上溢流強度Lh/lw 8.24/0.96 8.583m3/mh 100~130m3/mh，滿足篩板塔的堰上溢流強度要求。（2）出口堰高h(yuǎn)whwhLhow對平直堰h(yuǎn)ow2/30.00284ELh/lw由lw/D0.6及Lh/lw2.58.24/0.962.59.13，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得1，于是：2/3（滿足要求）how0.0028418.24/0.960.0119m0.006mhw hL how 0.06 0.0119 0.0481m（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由w/D0.6，查化原下P圖11-16得Wd/D0.11,Af/AT0.056，即：l147Wd0.176m，AT0.785D22.01m2，Af0.11256m2。液體在降液管內(nèi)的停留時間AfHT/Ls0.112560.45/0.0022922.12s5s（滿足要求）（4）降液管的底隙高度ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速uo0.08m/s，則有：hoLs0.00229（ho不宜小于0.02~0.025m，本結(jié)果滿足要lwuo0.0298m0.960.08求）塔板布置（1）邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws邊緣區(qū)寬度Wc：一般為50~75mm，D>2m時，Wc可達(dá)100mm。安定區(qū)寬度Ws：規(guī)定D 1.5m時Ws 75mm；D 1.5m時Ws 100mm；本設(shè)計取Wc 60mm，Ws 100mm。（2）開孔區(qū)面積AaAa2xR2x2R2sin1x180R20.5240.7420.52420.742sin10.5241800.7401.408m2式中：xD/2WdWs0.80.1760.1000.524mRD/2Wc0.80.0600.740m開孔數(shù)n和開孔率φ取篩孔的孔徑do5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度δ3mm，且取t/do3.0。故孔心距t3515mm。每層塔板的開孔數(shù)11551031155103（孔）nt2Aa1521.4087228每層塔板的開孔率φ0.9070.907（φ應(yīng)在5~15%，故滿足要求）2320.101t/do每層塔板的開孔面積AoAa0.1011.4080.142m2氣體通過篩孔的孔速uoVs/Ao1.804/0.14212.70m/s（三）篩板的流體力學(xué)驗算1.塔板壓降(1)由d0/5/31.67查圖5-10得c0=0.77222hc0.051uoV0.05112.702.880.0468mCoL0.772850.19(2)氣體通過液層的阻力hl由下式計算hlhLVs1.8040.95m/suaAf2.010.11256ATF0uav0.952.881.61kg1/2/(sm1/2)查表5-11，得β=0.57.h h (h h) 0.57(0.0481 0.0119) 0.0342m液柱l L w ow（3）液體表面張力的阻力 h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 h由下式計算4L420.67103hgd0850.199.810.0020m液柱0.005L氣體通過每層塔板的液柱高度為hp hc hl h 0.0468 0.0342 0.0020 0.083m液柱氣體通過每層塔板的壓降為pp Lghp 850.19 9.81 0.083 692.25Pa 0.69kPa 0.7kPa（滿足工藝要求）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本案例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.液沫夾帶5.7106ua3.2eVHThf式中：hf2.5hL=2.5×0.06=0.151063.21063.25.7ua5.70.95eVHThf20.671030.452.50.060.011kg液/kg氣0.1kg液/kg氣（滿足要求）在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍中。漏液漏液點的氣速uomuom4.4Co0.00560.13hLhL/V4.40.7720.00560.130.060.002850.19/2.886.23m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)uo12.7K2.041.5（不會產(chǎn)生過量液漏）uom6.245.液泛為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度 Hd ΦHT hw苯—氯苯物系屬于一般物系，取 φ=0.5HThw0.50.450.04810.25m而HdhphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則22hd0.153Ls0.00213lwho0.1530.001m1.120.0238Hd0.0830.060.0010.144mHdΦHThw成立，故不會產(chǎn)生液泛。七．塔板負(fù)荷性能圖液沫夾帶線（1）以ev0.1kg液/kg氣為限，求Vs_Ls關(guān)系如下5.7106ua3.2（7-1）evHThf式中：uaVsVs0.53VsAf2.010.11256AThf 2.5hL 2.5hw how2/33600Ls2.50.0481 0.00284Elw2.50.0481 0.00284 10.12 1.71L2S/3將已知數(shù)據(jù)代入式（7-1）

2/33600Ls0.965.71060.53Vs3.20.120.671030.50.121.71L2s/3Vs4.52420.359L2s/3（7-2）在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls值，依式（7-2）算出對應(yīng)的Vs值列于下表：表7-1Ls,m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs,m3/s4.3963.9293.5793.2863.024依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（ 1）液泛線（2）ΦHThwhphwhowhd（7-3）3600Ls2/32/3how0.00284E0.002843600Lslw10.960.6855L2s/322hcuoVVsV0.0510.051CoLCoAoL2Vs 2.880.0510.772 0.142 850.190.01438Vs22/3hl hw how 0.570.0481 0.6855Ls2/30.02742 0.3907Lsh 0.002hphchlh0.01438Vs20.3907L2s/30.0294222hd0.153Ls0.153Ls186.95L2slwho0.960.02980.50.450.04810.01438Vs20.3907L2s/30.029420.04810.6855L2s/3186.95L2sVs211.9374.84L2s/313000.7L2s（7-4）在操作范圍內(nèi)，任取幾個 Ls值，依式（7-4）算出對應(yīng)的Vs值列于下表：表7-2Ls,m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs,m3/s3.3853.0692.6752.111.1依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（ 2）液相負(fù)荷上限線（3）以AfHt5LsHTAf0.450.112560.01m3/s（7-5）Ls,max5漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）hL hwhow2/3how 0.00284ELh/lw漏液點氣速uom 4.4Co 0.0056 0.13hL h L/ V2V4.4C00.00560.13h0.00284ELh3h/s,min0Lww3600Ls24.40.7720.1420.00560.130.04810.00284130.002850.19/2.880.96整理得：Vs2,min6.103L2s/30.59（7-6）在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依式（7-6）算出對應(yīng)的Vs值列于下表：表7-330.00050.0010.010.015Ls,m/sVs,m3/s0.630.650.870.96依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（ 4）液相負(fù)荷下限線（5）取平堰堰上液層高度how0.006m，E1.0。3600Ls,min2/33600Ls2/3how0.0028410.0060.00284E0.96lwLs,min8.19104m3/s（7-7）圖7-1精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得 鐃誅臥瀉噦圣騁貺頂廡。故操作彈性為：VV

V s,max=3.17m3/sV s,min=0.65m3/ss,max=4.88s,min篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度tm，℃842平均壓力Pm，kPa107.43s31.804氣相流量V，(m/s)4液相流量Ls，(m3/s)0.002295實際塔板數(shù)Np176有效段高度Z，m7.357塔徑D，m1.5428板間距HT，m0.459溢流形式單溢流10降液管形式平頂弓形11堰長lw，m0.9612堰高h(yuǎn)w，m0.048113板上液層高度hL，m0.0614堰上液層高度how，m0.011915降液管底隙高度ho，m0.029816安定區(qū)寬度W，m0.1s17邊緣區(qū)寬度Wc，m0.061821.408開孔區(qū)面積Aa，m19篩孔直徑d，m0.005020篩孔數(shù)目n722821孔中心距t，m0.01522開孔率φ，%10.123空塔氣速u，m/s0.966524篩孔氣速u0，m/s12.7025穩(wěn)定系數(shù)K2.0426每層塔板壓降△P，Pa690p27負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶e，（kg液/kg氣）0.011V30氣相負(fù)荷上限33.17Vs,max，m/s31氣相負(fù)荷下限30.65Vs,min，m/s32操作彈性4.877設(shè)計評述一．設(shè)計原則確定工程設(shè)計本身存在一個多目標(biāo)優(yōu)化問題，同時又是政策性很強的工作。設(shè)計者在進(jìn)行工程設(shè)計時應(yīng)綜合考慮諸多影響因素，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)先進(jìn)、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 擁締鳳襪備訊顎輪爛薔。1．滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。 由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設(shè)計的流程與設(shè)備需要一定的操作彈性， 可方便地進(jìn)行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設(shè)置必需的儀表并安裝在適宜部位， 以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。 贓熱俁閫歲匱閶鄴鎵騷。2．滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗，也能節(jié)省電的消耗?；亓鞅葘Σ僮髻M用和設(shè)備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設(shè)備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設(shè)備面積增加，設(shè)備費用增加。因此，設(shè)計時應(yīng)全面考慮，力求總費用盡可能低一些。壇摶鄉(xiāng)囂懺蔞鍥鈴氈淚。3．保證生產(chǎn)安全生產(chǎn)中應(yīng)防止物料的泄露，生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應(yīng)為防爆品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設(shè)備應(yīng)具有一定剛度和強度。蠟變黲癟報倀鉉錨鈰贅。二．操作條件的確定結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作具體闡述。操作壓力精餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進(jìn)行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行精餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r應(yīng)用加壓精餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少精餾的能量消耗。對于本設(shè)計中要求分離的苯-氯苯物系，應(yīng)采用常壓操作。買鯛鴯譖曇膚遙閆擷凄。進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點