设计一座苯氯苯连续板式精馏塔

1、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为 99.8%的氯苯50000t，塔顶 馏出液中含氯苯不高于 2%原料液中含氯苯为38% （以上均为质量。矚慫润厲钐 瘗睞枥庑赖。二. 操作条件1. 塔顶压强4kPa （表压）；2. 进料热状况，自选；3. 回流比，自选；4. 塔底加热蒸汽压力0.5MPa（表压）;5. 单板压降不大于0.7kPa;三. 塔板类型筛板或浮阀塔板（F1型）。四. 工作日每年300天，每天24小时连续运行。五. 厂址厂址为天津地区。六. 设计内容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

2、关物性数据的计算;4. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5. 塔板主要工艺尺寸的计算；6. 塔板的流体力学验算；7. 塔板负荷性能图；8. 精馏塔接管尺寸计算；9. 绘制生产工艺流程图；10. 绘制精馏塔设计条件图；11. 绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12. 对设计过程的评述和有关问题的讨论。七设计基础数据苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据温度，C）8090100110120130131.80.133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。设计方案一.设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格 25

3、100mm高度0.51.5m，每段塔节可 设置12个进料口 /测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产 品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷 凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通 过采用釜液温度或灵敏板进行控制， 塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全 阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温300E 范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜 液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液 位、进料量等参数均可以数字显示。 聞創沟燴鐺險爱氇

4、谴净。二设计方案的特点浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬 浮物的物料浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔 的设计资料更易得到，而且更可靠。浮阀塔更适合塔径不很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。残骛楼諍锩瀨濟溆塹籟。三工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛 板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液， 其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流， 塔釜残液送至废热锅炉。酽锕极額閉镇桧猪訣锥。苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一设计方案的确定及工艺流

5、程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经 产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回 流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 彈贸摄尔霁毙攬砖卤庑。二.全塔的物料衡算（一）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。62/78.11xF0.70262/78.1138/112.6198/

6、78.110.2/78.1198/78.11 2/112.61 二 0.9860.2/78.11 99.8/112.61 = 0.00288（二）平均摩尔质量MF = 78.11 x 0.702 + (1 - 0.702) X 112.61 = 88.39kg/kmolMd =78.11 0.9861 -0.986112.61 = 78.59kg/kmolMw =78.11 0.002881 -0.00288112.61 =112.5kg/kmol（三）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： W = 50000t/a = 6944.4kg/h，全塔物料衡

7、算：謀养抟箧飆鐸怼类蒋薔。F '= D'+ W0.38F ' = 0.02D ' + 0.998WF F=18865.6kg/hF=18865.6/88.39=213.44kmol/h厦礴恳蹒骈時盡继價骚。D，=11921.2kg/hD=11921.2/78.59=151.69kmol/h茕桢广鳓鯡选块网羈泪。W=6944.4kg/hW=8944.4/112.5=61.73kmol/h三塔板数的确定（一）理论塔板数Nt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Nt，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 x y依

8、据x = Pt - Pb / Pa - Pb ， y = PAX/Pt，将所得计算结果列表如下：表3-1相关数据计算温度，C）8090100110120130131.8Pi苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197600.670.440.260.120.01两相摩尔x17257900.910.780.610.370.07分率y1354610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xy平衡关系的影响完全可以忽略。鹅娅尽損鹌惨歷茏鴛賴。2.确定操作的回流比R将表3-1中数

9、据作图得xy曲线。图3-1苯一氯苯混合液的xy图在 x y 图上，因 q =1，查得 ye =0.925，而 Xe = Xf 二 0.72，x° = 0.986。故有:°.986 -°.925 =0.274ye - xe0.925 - 0.702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：R=2Rm=2 0.274 =0.548求精馏塔的汽、液相负荷L=RD=0.548X 151.69=83.13 kmol/hV=(R+1)D=(0.548+1) X 151.69=234.82 kmol/hL' =L+F=83.13+2

10、13.44=296.57 kmol/hV =V=234.82kmol/h3.求理论塔板数精馏段操作线：yR xXd0.35x 0.64R 1R 1提馏段操作线：yLx - Wx =1.26x -0.000757 y VV Xw提馏段操作线为过 0.00288,0.00288和0.702,0.884两点的直线。图3-2苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得Nt =9.5 -1 =8.5块（不含釜）。其中，精馏段Nt1 =3块，提馏段 山2 = 5.5块，第4块为加料板位置。（二）实际塔板数Np1. 全塔效率Et选用Et =0.17 - 0.616l 0的公式计算。该式适用于液相粘度为0.07

11、1.4mPa s的烃类物系，式中的 帥为全塔平均温度下以进料组成表示的平 均粘度。籟丛妈羥为贍债蛏练淨。塔的平均温度为0.5 X （80+131.8）=106 C （取塔顶底的算术平均值），在此平 均温度下查化工原理附录 11得：g =0.24mPa s , g =0.34mPa s。預頌圣鉉儐歲 龈讶骅籴。=aXf E 二B 1 -Xf A0.24 0.7020.341 - 0.702 = 0.2698Et =0.17-0.616log= 0.17 - 0.616 log 0.2698 = 0.522. 实际塔板数N p （近似取两段效率相同）精馏段：Np1 =3/0.52 =5.77块，取

12、 Np1 = 6块提馏段：Np2 =5.5/0.52 =10.58块，取 Np2 =11 块总塔板数Np =Np1 Np2 =17块。四塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：pD =101.3 4 =105.3kPa加料板：Pf =105.3 0.7 6 =109.5kPa平均压强 pm =1105.3 109.5 /2 =107.4kPa（二）平均温度tm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：渗釤呛俨匀谔鱉调硯錦。塔顶温度tD =80C加料板tF =88C。(三

13、) 平均分子量Mm塔顶：yi =Xd =0.986 , X1 =0.940 (查相平衡图)M vD,m = 0.986 汉 78.11 + (1 0.986 F 112.61 = 78.59kg/kmolM LD,m =0.940 汉 78.11 十(1 0.940)<112.61 =80.18kg/kmol加料板：yF =0.925 , xF =0.702 (查相平衡图)MVF,m =0.925X78.11 +(1 0.925 )X112.61 =80.70kg/kmolM LD,m =0.702x78.11 +(1 -0.702)x112.61 =88.39kg/kmol精馏段：MV

14、,m =(78.59 +80.70 )/2 =79.65kg/kmolM L,m =(80.18 +88.39 )/2 =84.29kg/kmol(四) 平均密度p1. 液相平均密度pm表4-1组分的液相密度p (kg/m3)温度，(C)8090100110120130p苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ：pa =912-1.187t 推荐：pa =912.13 -1.1886t氯苯： pB =1127 1.111t 推荐：pB =1124.41.0657t 式中的t为温度，C塔顶：pd,a =912.

15、13 1.1886t =912.13 1.188680 = 817.0kg/m33Pd , b = 1124.4 T .0657 1124.4 -1.0657 汉 80 = 1039.1 kg/maAA_D ,AP_d ,B817.01039.1p_D,m =820.5kg/m进料板：pf,a =912.13-1.188& =912.13-1.1886 汉 88 = 807.5kg/m3Plf ,b = 112441.0657t = 112441.0657 汉 88 = 1030.6kg/m31:LF ,m亘 _2b 匹.0.38Plf,aPlf,b807.5 1030.6LF ,m=

16、 879.88kg/m精馏段：PL,m =(820.5+879.88 )/2 = 850.19kg/m32.汽相平均密度p,mPmM v ,mRTm107.4 79.658.314273 84二 2.88kg/m(五) 液体的平均表面张力 帀附：表4-2 组分的表面张力(T ( mN/m°a °boh=°A XB '°"b x A(Xa、Xb为A、B组分的摩尔分率)温度，(C)8085110115120131CT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

17、陌可按下式计算:计算得，塔顶：比小=21.08mN/m ；比月=26.02mN/m (80C)OA <B21.08 26.020D,m'l oaXb * obXa /d(21.08 汉 0.014 + 26.02汉 0.986 .丿 一 21.14mN/m进料板： 旺A =20.20mN/m ；吁月=25.34mN/m (88°C)二 F,mf BAXBXA丿f20.20 25.34120.20 汉 0.298 + 25.34疋 0.702 丿20.20mN/m精馏段：二m = 21.14 20.20 /2 二 20.67mN/m氯苯的汽化潜热：常压沸点下的汽化潜热为3

18、5.3 x 103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:0.38ri.、0.38tc -t217（氯苯的临界温度：仁=359.2 C ）（六）液体的平均粘度出m塔顶：查化工原理附录11,在80C下有:MLD,m = ( fiAxA L + ( mb xB b = 0.315 汉 0.986 十0.445 汉 0.014 = 0.317mPa s加料板： F,m = 0.28x0.702 +0.41x0.298 =0.318mPa，s精馏段： ,m =(0.317 +0.318 )/2 =0.3175mPa s五精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V = ：R 1 D =1.5

19、48 151.69 =234.82kmol/h汽相体积流量 VsVMV,m = 234.82 79-65 =1.804m3/s3600 PV,m36002.88汽相体积流量 Vh =1.804m3/s = 6494.4m 3/h液相回流摩尔流率 L 二 RD 二 0.548 151.69 =83.13kmol/h液相体积流量 LsLM L,m = 83.13 84.29 0.00229m3/s3600 PL,m 3600x850.19液相体积流量 Lh = 0.00229m3/s 二 8.24m 3/h冷凝器的热负荷 Q =Vr = 235.33 78.59 310 /3600 =1593kW

20、六塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一) 塔径1. 初选塔板间距Ht = 450mm及板上液层高度h 60mm，贝U:H T - hL =0.45 -0.06 = 0.39m2. 按Smith法求取允许的空塔气速Umax （即泛点气速Uf ）Vs陰0.50.50.00229 ¥850.19 ） 门“I I=0.02181.804 人 2.88 丿查Smith通用关联图得C20 =0.08z 0.2z 0.2负荷因子C=C20亘丨=0.08 20里丨=0.0805120 丿、20 丿泛点气速：Umax 二 c一匚 / 匚=0.0805 , 850.19 2.88 / 2.88 = 1.3

21、808 m/s3. 取安全系数为0.7，则空塔气速为u = 0.7umax = 0.9665m/s4. 精馏段的塔径D = . 4Vs/=u = 4 1.804/3.14 0.9665 = 1.542m 圆整取 1600mm，此时的操作气速u =0.9665m/s。5. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精（N精一1 Ht（6 一1）°.45 = 2.25m提馏段有效高度为乙提（N提巾厂一1 o.45 = 4.5m在进料板上方开一人孔，其高度为600mm故精馏塔的高度为Z =Z 精 Z 提二 2.25+4.5+0.6=7.35m（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置采用

22、单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内 堰。（1）溢流堰长（出口堰长）lw取 l w = 0.6D =0.6 1.6 =0.96m 筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高hwhw = hL - how对平直堰 how = 0.00284E Lh/lw由匚/D =0.6及Lh/l：5 =8.24/0.962.5 = 9.13，查化工原理课程设计图 5-5得E =1，于是：how =0.0028恥仆（8.24/0.96 厂=0.0119m >0.006m （满足要求）hw = hL - how = 0.06 - 0.0119 二 0.0481m（3）降液管的宽度Wd

23、和降液管的面积Af由 lw/D=0.6，查化原下 P147 图 11-16 得 Wd/D =0.11, Af/At =0.056，即：Wd = 0.176m，At = 0.785D2 =2.01m2，Af = 0.11256m2。液体在降液管内的停留时间.二 AfHT/Ls = 0.112560.45/0.00229 = 22.12s 5s （满足要求）（4）降液管的底隙高度ho液体通过降液管底隙的流速一般为 0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的 流速uo =0.08m/s，则有：ho鸟 0.002290.0298m（ h°不宜小于0.020.025m，本结果满足要lwUo

24、 0.96 況 0.08求）2. 塔板布置（1）边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws边缘区宽度Wc: 一般为5075mm D >2m时，Wc可达100mm安定区宽度 Ws :规定 D £1.5m时Ws = 75mm D > 1.5m时Ws=100mm本设计取 Wc =60mm Ws =100mm(2) 开孔区面积AaAa=2 x . R2 X2二 2 J XR sin 180R=2 0.524 0.742 -0.52420.742 sin05241800.7402=1.408m式中：x = D/2 g Ws =0.8 0.1760.100 = 0.524mR 二 D / 2 -

25、Wc = 0.8 - 0.060 二 0.740m3. 开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do =5mm ,正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度 讯3mm ,且取 t/d。=3.0。故孔心距 t= 3 5 = 15mm。每层塔板的开孔数'"1155如0八t2"1155X01521.408 = 7228（孔）每层塔板的开孔率X罟p0。101 (©应在515%,故满足要求)每层塔板的开孔面积 A。h-Aa =0.101 1.408 =0.142m2气体通过筛孔的孔速 u。=Vs/A。=1.804/0.142 =12.70m/s(三) 筛板的流体力学验算1.

26、塔板压降(1) 由 d。/、=5/3 =1.67查图 5-10 得© =0.772.2hc =0.051 皿字= 0.051 1270 j 2.88 = 0.0468m JC。丿 PL10.772 丿 850.19(2) 气体通过液层的阻力 丘由下式计算h广hLUaVs1.804二 0.95 m/sAAfFo =Ua7V =0.95288 =1.61kg1/2/(s m1/2) 查表 5-11，得 B =0.57.hl 八 hL 二-(hw how) =0.57(0.0481 0.0119) = 0.0342m液柱（3）液体表面张力的阻力h计算液体表面张力所产生的阻力 h由下式计算4

27、、LLgdc=0.0020 m 液柱4 20.67 10850.19 9.810.005气体通过每层塔板的液柱高度为h= hc h|h .- =0.0468 0.0342 0.0020 = 0.083m 液柱pci气体通过每层塔板的压降为：PP 二'Lghp =850.19 9.81 0.083 =692.25Pa=0.69kPa ： 0.7kPa (满足工艺 要求）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. 液沫夹带5.7"0Uaev =屮丁 -hf 一式中：hf =2.5hL=2.5 X 0.06=0.155.7

28、10e :CT-Ht hf3.25.7 10“0.9520.67 1O'LO.45 -2.5 0.06 =0.011kg液/kg气:0.1kg液/kg气（满足要求）在本设计中液沫夹带量在允许范围中。Ua3.24. 漏液漏液点的气速Uomu°m =4.4C。. 0.0056 0.13hL几 / ?v= 4.4 0.772 . 0.0056 0.13 0.06 - 0.002 850.19/2.88=6.23m/s筛板的稳定性系数K =匹二空 =2.04 .1.5 （不会产生过量液漏） Uom6.245. 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd _Ht苯一氯苯物系

29、属于一般物系，取© =0.5症Ht hw A0.5 0.450.0481 A0.25m而 Hd = hphLhd板上不设进口堰，则hd=0.153.。0213:<1.10.0238 丿二 0.001mHd =0.0830.060.001 = 0.144mHd乞Ht hw成立，故不会产生液泛七塔板负荷性能图1.液沫夹带线(1)以8=0.1kg液/kg气为限，求Vs_Ls关系如下-3.2(7-1 )5.7 汇 10UaQ = La屮丁-hf _式中：ua纟Vs0.53VsAt Af2.010.11256hf =2.5hL =2.5 hw h°w-= 2.5 0.0481

30、+0.00284E勺600LsI 1 w-歩.2/3 q3600 Ls、12.50.0481 +0.00284 x1i< 0.96 丿2/3S-0.121.71L将已知数据代入式(7-1 )5.7 10 启0.53Vs32 /320.67x100.50.12 -1.71LsVs =4.524 -20.359L?3(7-2)在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-2 ）算出对应的Vs值列于下表:Ls, m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs, m3/s4.3963.9293.5793.2863.024表7-1依据表中数据作出雾沫夹带线（1）2.液泛线（2） Ht hw

31、 二 hphwhowhd(7-3)/33600Ls !% =0.00284E !I lw丿= 0.00284"警 JI 0.96 丿= 0.051Vs2.88= 0.6855L?3= 0.051 Co0.772 0.142850.192-0.01438Vsh = 0(hw +how )=0.57(0.0481 +0.6855L；/3 )=0.02742+0.3907L?3h.：； =0.002hp =hc +h +hb = 0.01438Vs2 +0.3907L； +0.02942F22i Ls 1(Ls2hd =0.153|- ! =0.153 s i = 186.95LsSjwh

32、。丿i0.96x0.0298 丿22 /30.5(0.45 + 0.0481 )= (0.01438Vs + 0.3907Ls +0.02942)+0.0481+ 0.6855L； +186.95L；Vs2 =11.93 74.84L?3 13000.7L；(7-4 )在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-4 ）算出对应的Vs值列于下表:表7-2Ls,m3/s0.00050.0050.010.0150.02Vs, m3/s3.3853.0692.6752.111.1依据表中数据作出液泛线（2）3. 液相负荷上限线（3）以Af H t二5Ls(7-5)Ls,mM45 0.11256 “.01亚

33、u4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）hi. f - how2 /3how =0.00284E(Lh/lw )漏液点气速Uom 二 4.4Co . 0.0056 0.13hL - h；/V s, minMCA。1°.0056 +°.13 hw0.00284 E2Lw3*0.772心420宀130.0481 +0.00284 Qx3600 | s 卩-0.002,850.19/2.880.96' 丿J整理得：Vsn =6.103L?3 +0.59（7-6）在操作范围内，任取几个Ls值，依式（7-6）算出对应的Vs值列于下表：表7-33Ls,m /s0.00050.00

34、10.010.015Vs,m3/s0.630.650.870.96依据表中数据作出漏液线（4）5. 液相负荷下限线(5)取平堰堰上液层高度how = 0.006 m E : 1.0 o2/32/3'3600 Ls min !3600 Lshow =0.00284E 沁 =0.00284" l = 0.006I lw 丿< 0.96 丿Ls,min =8.19 104m3/s(7-7)LsKW，z,m图7-1精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A,连接0A即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得铙誅卧泻噦圣骋贶頂廡。3V

35、s,max=3 17m/s3Vs,min =0.65m/s故操作弹性为：乂 =4.88V s,min筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度t m,C842平均压力Pm, kPa107.43气相流量Vs, (m3/s)1.8044液相流量Ls, (m3/s)0.002295实际塔板数M176有效段高度Z, m7.357塔径D, m1.5428板间距HT, m0.459溢流形式单溢流10降液管形式平顶弓形11堰长1 w， m0.9612堰咼hw， m0.048113板上液层咼度hL，m0.0614堰上液层咼度how，m0.011915降液管底隙高度ho, m0.029816安定区宽度W, m0.

36、117边缘区宽度W, m0.0618开孔区面积A，m1.40819筛孔直径do，m0.00520筛孔数目n722821孔中心距t，m0.01522开孔率©，%10.123空塔气速u，m/s0.966524筛孔气速uo，m/s12.7025稳定系数K2.0426每层塔板压降 Pp, Pa69027负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带eV，（kg液/kg气）0.01130气相负荷上限VS,max，m/S3.1731气相负荷下限VS,min，m/S0.6532操作弹性4.877设计评述设计原则确定工程设计本身存在一个多目标优化问题， 同时又是政策性很强的工作。设计 者在进行工程

37、设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达到技术先进、经济合理 的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。 擁締凤袜备 訊顎轮烂蔷。1 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性， 可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。贓熱俣阃歲匱阊邺镓騷。2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底 的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费 用和设备费用均

38、有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对 操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备 面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 坛搏乡囂忏蒌鍥铃氈淚。3. 保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。 塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 蜡變黲癟報伥铉锚鈰赘。二.操作条件的确定结合课程设计的需要，对某些问题作具体阐述。1. 操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所 处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进

39、行考虑。采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增 加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应 在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。 但在 塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。 有时应用加压 精馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低 品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少精馏的能量消耗。对于本设计中要求分离的 苯-氯苯物系，应采用常压操作。買鯛鴯譖昙膚遙闫撷凄。2. 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。 在实际的 生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这 主要是由于此时塔的操作比较容易控制， 不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段