苯氯苯分离过程板式精馏塔设计-课程设计书.doc

海南大学 课程设计书 系（部、中心） 材料与化工学院 专 业 化学工程与工艺 班 级 10级2班 课程名称 化工原理课程设计 设计题目名称 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 化工单元设备设计任务书（苯氯苯精馏装置设计）一、设计题目试设计一座苯-氯苯连续精馏装置,要求年产纯度为99.5%的氯苯26000吨,塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%,原料液含氯苯35%(以上均为质量百分数)。二、设计条件（一）精馏塔（1）塔顶压力 4KPa（表）（2）进料热状态 自选(3)回流比 自选(4)塔底加热蒸汽压力 0.5MPa（表）(5)单板压降 0.7KPa（6）全塔效率 ET=54%（7）塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）（二）换热器配置于精馏装置中的预热器 冷凝器 冷却器 再沸器等选一设计（1）加热介质饱和水蒸汽0.3MPa（绝）；（2）冷却介质冷却循环水，进口温度30，出温度40；（3）换热器允许压降Pa；（4）换热器类型标准型列管式或板式换热器。三、工作日每年工作300天，每天24小时连续运行。四、生产厂址海南洋浦工业开发区五、设计内容（一）选择合适的精馏塔（1）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。（二）选择合适的换热的（1）确定设计方案选择换热器类型；流动空间及流速的确定。（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。目录第1章 绪 论1.1 精馏原理51.2 塔设备概述51.3 氯苯简介6第2章 苯-氯苯分离精馏72.1 工艺流程72.2设备选型82.2.1 塔设备的选型82.2.2 塔板的类型与选择92.3 操作条件的选择.10第3章 工艺计算103.1 全塔的物料衡算103.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率103.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量103.1.3 原料液及塔顶底产品的摩尔流率113.2 塔板数的确定113.2.1 理论板层数NT的求取113.2.2 实际板层数的求取133.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算143.3.1 平均压强143.3.2 平均温度143.3.3 平均分子量143.3.4 平均密度153.3.5 液体的平均表面张力163.3.6 液体平均粘度计算17 3.3.7 气、液负相体积流量负荷计算173.4 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算183.4.1 塔径193.4.2 精馏塔有效高度193.5 塔板主要工艺尺寸的计算203.5.1 溢流装置计算203.5.2 塔板布置21 3.5.3 筛孔计算及其排列213.6 筛板的流体力学验算223.6.1 塔板压降223.6.2 液面落差233.6.3 液沫夹带233.6.4 漏液233.6.5 液泛233.7 塔板负荷性能图243.7.1 精馏段塔板负荷性能图24 3.8 塔附件的设计293.8.1 接管293.8.2 裙座30 3.8.3 塔板负荷性能图30 3.8.4 塔总体高度的设计31第4章 换热器的设计31 4.1 热量衡算.31 4.1.1 原料预热的热量衡算31 4.1.2 塔顶苯的热量衡算32 4.1.3 再沸器的热量衡算32 4.2换热器（冷却器）的计算33 4.2.1 塔顶苯的设计33 4.2.2 估算传热面积34 4.2.3 工艺结构尺寸34 4.3 换热器核算.35 4.3.1 核算压力降35 4.3.2 核算总传热系数37 4.5 对换热器设计过程的评述和有关问题的讨论39致 谢39参考文献39第1章 总 论1.1 氯苯简介 氯苯为无色液体，分子式为C6H5Cl。具有苦杏仁味。第一次世界大战期间主要用于生产军用炸药所需的苦味酸。1940年以来，大量用于生产滴滴涕(DDT)杀虫剂。1960年后，DDT逐渐被高效低残毒的其他农药所取代，氯苯的需求量日趋下降。20世纪后期以后，氯苯主要用做乙基纤维素和许多树脂的溶剂，生产多种其他苯系物的中间体，如硝基氯苯等。1.1.1物理性质 分子式：C6H5Cl；分子量：112.56；外观与性状：无色透明液体，具有不愉快的苦杏仁味。熔点：-45.2()：相对密度（水=1）：1.10；沸点：132.2（)；相对蒸气密度（空气=1）：3.9；饱和蒸气压：1.33(kPa)；临界温度：359.2()临界压力：4.52(MPa)；溶解性：不溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂。1.1.2 化学性质 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。易燃，遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。与过氯酸银、二甲亚砜反应剧烈。1.1.3 基本用途 染料、医药工业用于制造苯酚、硝基氯苯、苯胺、硝基酚等有机中间体。橡胶工业用于制造橡胶助剂。农药工业用于制造DDT, 涂料工业用于制造油漆。 轻工工业用于制造干洗剂和快干油墨。化工生产中用作溶剂和传热介质。分析化学中用作化学试剂。1.2 苯简介苯（benzene， C6H6)有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，其密度小于水，具有强烈的芳香气味。可燃，有毒，为IARC第一类致癌物。苯不溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机剂。其碳与碳之间的化学键介于单键与双键之间，称大键，因此同时具有饱和烃取代反应的性质和不饱和烃加成反应的性质。苯的性质是易取代，难氧化，难加成。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构叫苯基，用Ph表示。1.2.1 物理性质 苯的沸点为80.1，熔点为5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水轻。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强,除甘油,乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外,无机物在苯中不溶解.苯对金属无腐蚀性。苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25，含苯91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。在10-1500mmHg之间的饱和蒸气压可以根据安托万方程计算lgP = A P/(C + t)参数：A = 6.91210，B = 1214.645，C = 221.205其中，P 单位为 mmHg，t 单位为 。1.2.2 化学性质 苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而是一种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性高锰酸钾褪色）。1.2.3 基本用途脂肪、树脂和碘等的溶剂。测定矿物折射指数。有机合成。光学纯溶剂。高压液相色谱溶剂、用作合成染料、医药、农药、照相胶片、以及石油化工制品的原料、清漆、硝基纤维素漆的稀释剂、脱漆剂、润滑油、油脂、蜡、赛璐珞、树脂、人造革等溶剂。氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，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，本设计为一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。1.3 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。1.4 塔设备概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求： l 生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛等不正常的流动；l 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率；l 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时易于达到所要求的真空度；l 有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化；l 结构简单，造价低，安装检修方便；l 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求。 第2章 苯-氯苯分离精馏2.1 工艺流程连续精馏装置流程如图2-1所示图2-1 连续精馏装置流程图首先，苯和氯苯的原料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露点冷凝成液体，其中部分进入到塔顶产品冷却器中进行进一步冷却，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的另一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。2.2设备选型2.2.1 塔设备的选型实现精馏过程的主体设备主要有填料塔和板式塔。填料塔属于微分接触型的气液传质设备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡活喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。填料塔与板式塔的主要区别见表2-1。表2-1 填料塔与板式塔的比较填料塔板式塔压降小尺寸填料，压降较大，而大尺寸填料及规整填料，则压降较小较大空塔气速小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料及规整填料则气速可较大较大塔效率传统的填料，效率较低，而新型乱堆及规整填料则塔效率较高较稳定、效率较高液-气比对液体量有一定要求较大持液量较小较大安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料造价新型填料，投资较大大直径时造价较低综合考虑上表各项，板式塔由于比填料塔性能稳定、效率高、安装检修方便及造价低等优点，本设计选用板式塔。2.2.2 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。其中泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。它的优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产效率及板效率较低。筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。筛板的特点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞不宜处理易结焦、粘度大的物料。浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的。其结构特点是在塔板上开有若干阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。它的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发较其他几种塔型的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。常用板式塔的性能比较见表2-2。表2-2 板式塔性能的比较塔型与泡罩塔相比的相对气相负荷效率操作弹性85%最大负荷时的单板压降/mm（水柱）与泡罩塔相比的相对价格可靠性泡罩塔1.0良超45801.0优浮阀塔1.3优超45600.7良筛板塔1.3优良30500.7优由表2-2看出，筛板塔在相对气液相负荷、效率、可靠性以及价格方面都较其他两种塔优，因此本设计选用筛板塔，其特点如下：l 结构简单、制造维修方便；l 生产能力大，比浮阀塔还高；l 塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏；l 塔板效率较高，但比浮阀塔稍低；l 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔；l 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。根据介质的性质，本设计选用的是筛板塔。2.3 操作条件的选择本设计的题目设计一座苯-氯苯连续精馏装置,即需设计一个连续精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，具体工艺参数如下：处理量：26000吨/年料液组成（含氯苯）：35产品组成（氯苯纯度）：99.5塔顶产品组成（含氯苯）：2操作压力：塔顶压强4KPa(表压)进料热状况和回流比自选塔底加热蒸气压力：0.5MPa（表压)单板压降：0.7KPa全塔效率： ET=54%塔板类型筛板生产厂址：海南洋浦工业开发区设备年工作时间：300天（每天24小时连续运行）水电供给：水源充足，供电正常第3章 工艺计算3.1 全塔的物料衡算 3.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。 3.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.1.3 原料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W26000t/a3611kg/h，全塔物料衡算： FDW0.35F0.02D0.995WF10669kg/h F1066987.49121.9kmol/hD7058kg/h D705878.594kmol/hW3611kg/h W3611112.432.13kmol/h3.2 塔板数的确定3.2.1 理论塔板数的求取 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下： 表-1 相关数据计算温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710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，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。绘出t-x-y图（图3-1） 苯-氯苯混合液的t-x-y图（图3-1）2.确定操作的回流比R采用作图法求最小回流比。在图-1中对角线上，自点e（0.7281，0.7281）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为ye=0.9350 xe=0.7281故最小回流比为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. 求精馏塔的汽、液相负荷: 精馏段：L=RD=0.493089.81=44.28kmol/hV=(R+1)D=(0.4930+1)89.81=134.1kmol/h提馏段：L=44.28+121.9=166.2kmol/hV=V=134.1kmol/h4.求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线：提馏段操作线为过和(0.7281,0)两点的直线。5.图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3-2所示。苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解（图3-2）求解结果为块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第4块为加料板位置。3.2.2 实际塔板数（根据老师给的全塔效率=0.54） 实际塔板数（近似取两段效率相同） 精馏段：块，取块 提馏段：块，取块 总塔板数块。3.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算3.3.1平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底：精馏段平均压强：提馏段平均压强：3.3.2 平均温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度80加料板温度88。塔底温度131。精馏段平均温度：。提馏段平均温度：。3.3.3 平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图） 塔底： ,精馏段：提馏段：T2=109.5液相组成：气相组成： 3.3.4 平均密度1.液相平均密度 表3-2 组分的液相密度（kg/m3）温度，（）8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：氯苯 ： 推荐：式中的t为温度，塔顶：进料板： 塔底： 精馏段：液相密度 气相密度提馏段：液相密度2. 汽相平均密度3.3.5 液体的平均表面张力附： 表3-3 组分的表面张力（mN/m）温度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力可按下式计算：由 用试差法计算出该温度下两组分的表面张力为塔顶：；（80）进料板：； （88） 精馏段： 提馏段的计算方法与此类似，故省略。3.3.6 液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在80下有： 加料板： 精馏段：3.3.7 气、液负相体积流量负荷计算 精馏段：气相摩尔流率：气相体积流量：气相体积流量：液相回流摩尔流率：液相体积流量：液相体积流量:提馏段：气相摩尔流率：V=V=134.1kmol/h气相体积流量：气相体积流量：液相回流摩尔流率：L=44.28+121.9=166.2kmol/h液相体积流量：液相体积流量:3.4 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算3.4.1 塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2. 按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith关联图，见图3-3，得C20=0.07850图3-3 Smith 关联图负荷因子泛点气速：m/s 3.取安全系数为0.7，则空塔气速为 4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。塔截面积为:实际空塔气速为：3.4.2 精馏塔有效高度 精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方开一人孔，其高度为800mm故精馏塔的高度为：4.95+2.25+0.8=8m3.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算3.5.1 溢流装置因塔径D=1.2m2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取m，m。 （2）开孔区面积式中：3.5.3 筛孔计算及其排列取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的筛孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的气速3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 塔板压降 (1)由查图5-10得=0.7720 (2)气体通过液层的阻力由下式计算 m/s 查表5-11，得=0.5750. （3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 由下式计算气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为（满足工艺要求）3.6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3 液沫夹带式中：=2.50.06=0.15m在本设计中液沫夹带量在允许范围中。3.6.4 漏液漏液点的气速实际孔速=12.77m/s筛板的稳定性系数故在本设计中无明显漏液3.6.5 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而板上不设进口堰，则成立，故在本设计中不会产生液泛现象。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 精馏段塔板负荷性能图1. 液沫夹带线以气为限，求关系如下 （3-1）式中：将已知数据代入式（7-1） （3-2）在操作范围内，任取几个值，依式（3-2）算出对应的值列于下表：表3-4 精馏段液沫夹带线0.00050.0050.010.0150.023.1382.6812.3382.0511.795由上表数据即可作出液沫夹带线1。2. 液泛线令 由 联立 得 忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-5。表3-5 精馏段液泛线数据0.00050.005 0.008 0.01 0.0111.909 1.562 1.211 0.8352 0.5241由上表数据即可作出液泛线2。3. 液相负荷上限以作为液体在降液管中停留时间的下限，得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3。4. 漏液线=6.211m/s （3-3）整理得 （3-4）在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出值，计算结果列于表3-6。表3-6 精馏段漏液线数据0.00050.0010.010.0150.020.52480.53530.62950.66300.6916由上表数据即可作出漏液线。5. 液相负荷下限线对于平直堰，去堰上液层高度作为最小液体负荷标准。取E=1.25则据此可作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，可作出精馏段筛板负荷性能图，如图3-4所示 精馏段筛板负荷性能图（图3-4）在图3上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图3-6查得1.815m3/s 0.545m3/s故操作弹性为筛板塔工艺设计结算结果见表表3-7 筛板塔设计计算结果序号项目精馏段1平均温度 tm 842平均压力 Pm kPa107.43气相流量 Vs m3/s1.0304液相流量 Ls m3/s0.0012175实际塔板数186塔径 m1.27板间距 m0.458溢流形式单溢流9降液管形式弓形10堰长 m0.7211堰高 m0.0481712板上液层高度 m0.0613堰上液层高度 m0.0118314降液管底隙高度 m0.0211215安定区宽度 m0.07516边缘区宽度 m0.04517开孔区面积 m20.798418筛孔直径 m0.00519筛孔数目409820孔中心距 m0.01521开孔率 10.022空塔气速 m/s0.954823筛孔气速 m/s12.7724稳定系数2.05625精馏段每层塔板压降 kPa70026负荷上限液泛控制27负荷下限漏液控制28液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.0111929气相负荷上限 m3/s1.81530气相负荷下限 m3/s0.545031操作弹性3.3003.8 塔附件的设计3.8.1. 接管（1） 进料管进料管的种类很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管采取如下公式计算：D=进料管内液体的适宜速度由高位槽流入时为0.4-0.8，本设计取=0.8,(kg/m3） 根据常用管道查表应选取。（2）回流管 采用直观回流管，只在重力作用下的速度为：0.2-0.5,本设计取,则 根据常用管道查表应选取。（3） 塔釜出料管(-4)采用直管出料管，出料管内液体的适宜速度为：0.5-1.0m/s,本设计取。则：=37.34mm。根据常用管道查表应选取。(4) 塔顶蒸气出料管采用直管出料管,常压操作时，出料管内气体的适宜速度为：12-20m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取。（5) 塔釜进气管采用直管进气管,常压操作时，进气管内气体的适宜速度为：12-20m/s,本设计取20，则：根据常用管道查表应选取。3.8.2 裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处生产的局部阻力小，所以它是塔设备主要的支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径大于800mm，所以裙座壁厚取16mm。基础环内经：基础环外经： 圆整：1600mm,；基础环系厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m。3.8.3 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人空处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般三每隔6-8块板取一人孔。本设计共18块板需设三个人孔，每个孔直径为450mm，设置人孔处，孔板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。3.8.4 塔总体高度的设计 （1）塔顶空间高度的计算塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取为（1.4-2.0）。如果塔体安装了除沫器，则应根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。本设计没有安装除沫器，则选=2=900mm=0.9m。 （2）塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定：l 塔底储液空间依储存液量停留38min（易结焦物料可缩短停留时间）而定；l 再沸器的安装方式及安装高度；l 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。取储存液量停留时间t=5min则塔底空间高度 m 取=1.8m。(3)塔体高度总结通过这次对精馏塔的设计，我们才发现要想得到比较理想的结果，回流比的确定特别关键，回流比是表征精馏操作的一个重要控制参数，回流比的数值的大小影响着精馏操作的分离效果与能耗。第四章 换热器的设计4.1热量衡算4.1.1原料预热的热量衡算 原料从25预热至88，温度变化为：在定性温度:下， 查得苯的比热为: kj/(kg） 查得氯苯的比热为: kj/(kg） 混合比热为： (kg） 理论上所需的热量为：考虑到热量损失， 根据经验取Q= 1.2Q总1=1.21.119106=1.3428106kJ/h4.1.2塔顶苯的热量衡算考虑到塔顶氯苯极少，则按纯苯计算1.冷凝阶段 查表得苯的潜热为： =393.9kJ/kg 苯的相对分子质量： 则塔顶苯蒸气冷凝放出的热量为： 2.冷却阶段液体苯从80冷却至50，温度变化为 按定性温度为时，查得苯的比热为所以冷却放出的热量为： 4.1.3 再沸器的热量衡算因为釜底苯含量极少，几乎全为氯苯，所以按纯氯苯计算氯苯的潜热 放出的热量为考虑到热量损失 取表3-8 热量计算汇总表热负荷 单位项 目KJ/hW预 热塔顶冷凝 塔顶冷却 再沸器 4.2换热器（冷却器）的计算 换热器选用固定管板式换热器，规格。由于冷却水容易结垢，为了方便水垢容易清洗，冷却水走管程，苯走壳程。4.2.1塔顶苯的设计确定物性数据（1）苯在定性温度下的物性数据 密度： 定压比热容： 导热系数： 黏度； s水在定性温度下的物性数据密度： 定压比热容： 导热系数： 黏度： （2.）热负荷计算忽略热损失，冷却水用量计算平均温度差 苯 80 50 冷却水 40 30 40 20计算 R ，P查得，因为0.8，选用单壳程可行。4.2.2估算传热面积参照化工原理上册附录 取，则4.2.3工艺结构尺寸由于两流体温度差小于50，选用固定管板式换热器。由固定管板式换热 器的系列标准，初选换热器型号为G325II1.69.1。主要参数如下：外壳直径 325mm 公称压力1.6Mpa 公称面积9.1管子尺寸 管子数 40 管长 3000mm管中心距 32mm 管程数 2 管子排列方式 正三角形管程流通面积 0.0031实际交换面积 采用此换热面积的换热器，要求过程的总传热系数为W/() 4.3 换热器核算 4.3.