苯-氯苯分离精馏塔设计

二、设计方案的确定操作压力：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。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。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。冷却方式塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。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苯的摩尔质量：MA78.11kg/kmol0.4/78.110.49xF0.6/112.630.4/78.11xD0.97/78.110.980.03/112.630.97/78.11xW0.03/78.110.040.97/112.630.03/78.112、相对挥发度的计算：①、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：温度（oC）8090100110120130131.8P0*0.01307601025135017602250284029003kpa苯(PA)P=101.3201482052934005437197605kpa氯苯(PB)②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：计算公式为：PB0XAPB0；PA0XAYAP温度（oC）8090100110120130131.8X10.6770.4420.2650.1270.0190AA10.9130.7850.6130.3760.0720Y③、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：YA(1XA)或PA0(1YA)XAPB0温度（oC）8090100110120130131.8A10.6770.4420.2650.1270.0190X5.145.004.614.404.143.953.82④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。4.41、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：MF0.49*78.11(10.49)*112.6395.72kg/kmolMD0.98*78.11(10.98)*112.6378.80kg/kmolMW0.04*78.11(10.04)*112.63111.25kg/kmol4、物料衡算：原料处理量： F＝5000/95.75＝52.24kmol/h总物料衡算： 52.24＝D+W苯物料衡算： ＝0.98*D+0.04W联立求解得:D＝25.01kmol,W=27.23kmol/h（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（q＝1）。进料状态由五种，即过冷液体进料（q>1),饱和液体进料（q＝1），气液混合进料（1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0).。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、提馏段保持相同的路径，便于制造。xp＝xF＝0.49已设：饱和液体进料（q=1）,则：ypxp4.41*0.491(1)xp0.811(4.411)*0.49RminxDyp0.980.81ypxp0.810.530.49根据作图（1－5）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L＝RD26.51kmol/hV＝(R+1)R51.52kmol/hL'＝L+F78.75kmol/hV'＝V51.52kmol/hb、精馏段操作线方程：y=LD0.476VxVxD0.514x提馏段操作线方程：L'W0.014y='x''xW1.357x'VV、逐板法计算如下：y1xD0.98相平衡方程x10.9174精馏段操作线方程y20.9475相平衡方程x20.8036精馏段操作线方程y30.8890相平衡方程x30.6449精馏段操作线方程y40.8075相平衡方程x40.48750.49提馏段操作线方程y50.6475相平衡方程x50.2940提馏段操作线方程y60.3850相平衡方程x60.1243提馏段操作线方程y70.1547相平衡方程x70.03980.04如上图得：总理论板数 NT=7；进料板位置 NF 4;精馏段实际板数:N精3/ET＝3/0.526提馏段实际板数:N提4/ET4/0.528（三）计算操作温度：a、塔顶温度:tD,已知p=(101.325+4)kpa=105.325kpa=791.92mmHgx1＝0.92，苯的沸点80.10C,氯苯的沸点131.80C设t=1000C,查表得PA0=1350mmHg,0P B=293mmHg,x a=(791.92-293)/(1350-293)=0.472<0.92设t=900C,查表得PA0=1025mmHg,P0B=205mmHg,xa=(791.92-205)/(1025-205)=0.716<0.92设t=800C,查表得PA0=760mmHg,0P B=148mmHg,x a=(791.92-148)/(760-148)=1.052>0.92作图内插法得（如图 6）：tD=82.90Cb、进料板温度：tFP(105.3250.7*6)/0.133823.50mmHgxF0.49设t1000C,PA01350,PB0293xA823.502930.4910252930.502设t900C,P01025,P0205ABxA823.502050.4910252050.754设t1100C,PA01760,PB0400xA823.504000.4910254000.311作图内插法得：tF＝100.60Cc、塔底温度：twP

(105.325

0.7*14)/0.133

865.60mmHgxA

xw 0.04设tw1000C,PA01350,PB0293865.60293xA0.5420.041350293设tw1300C,PA02480,PB0719xA865.607190.0690.042840719设tw131.80C,P02900,P0760ABxA865.607600.0490.492900760设tw1100C,PA01760,PB0400865.60400xA0.3421760400设tw1200C,PA02250,PB0543865.60543xA0.1892250543作图内插法得： tw＝133.10C综上所述：tm精＝（tDtF)(82.9100.6)/291.90Ctm提＝（tWtF)(133.1100.6)/2116.80C.平均摩尔质量的的计算：y1xD0.98相平衡方程x10.92xF0.49相平衡方程yF0.81xW0.04相平衡方程yW0.16MVDm0.980.16*78.110.84*112.63*78.110.02*112.6378.80kg/kmolMLDm0.92*78.810.08*112.6380.87kg/kmolMVFm0.81*78.110.19*112.6384.67kg/kmolMLFm0.49*78.110.51*112.6395.72kg/kmolMVWm0.16*78.110.84*112.63107.11kg/kmolMLWm0.04*78.110.96*112.63111.25kg/kmol精馏段平均摩尔质量：＝（78.80）/2＝81.74kg/kmolMVm精84.67MLm精＝(80.8795.72)/288.30kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm提=（84.67107.11）/295.89kg/kmolMLm提(95.72111.25)/2103.48kg/kmole.平均密度计算：精馏段平均压力：P＝（105.325）/2=107.422kPam精109.525Pm提＝（109.525115.125）/2=112.325kPa精馏段气体密度：Pm精M精＝3＝VmVm精RTm精2.893kg/mVm提＝Pm提MVm提3RTm提＝3.322kg/m液体的平均密度：（1/Lmai/i)tD82.90C时（A813.4kg/m3B1035.7kg/m3tF100.60C时（A792.3kg/m3B1017.4kg/m3tW133.10C时（A753.4kg/m3B981.7kg/m3所以LDm0.89/10.11/833.1kg/m3ABLFmLWm

10.40/ A 0.60/10.03/ A 0.97/

913.6kg/m3B972.9kg/m3B所以精馏段平均密度：Lm精＝(833.1913.6)/2873.4kg/m3Lm提＝(972.9913.6)/2943.2kg/m3液体的平均张力：（Lmxii)f.tD82.90C时：A21.02mN/m.B25.98mN/mLDm0.92*21.020.08*25.9821.42mN/mtF100.60C时：A17.00mN/m.B22.40mN/mLFm0.49*17.000.51*22.4018.22mN/mtW133.10C时：A15.00mN/m.B20.10mN/mLWm0.04*15.000.96*20.1019.90mN/m所以：Lm精＝（）/2＝19.82mN/m18.2221.42Lm提＝（）/2＝19.06mN/m18.2219.90气液相的体积对精馏段：vs精＝vMvm精51.52*81.743/s3600vm精＝＝0.404m3600*2.893L精＝LMLm精＝26.51*88.30＝7.44*10-43/sms36003600*873.4Lm精对提馏段：vs提＝v'Mvm提＝51.52*95.893/s3600vm提3600*3.322＝0.413mLs提＝

L'M

Lm提

＝＝2.37*10-3m3/s3600

Lm提

3600*943.2（四）.塔体工艺尺寸的计算 :精馏段塔径计算:Lh(L)1/27.44*104*3600*(873.41/20.0320vh0.404*3600)v2.893因为塔径和板间距的关系如下表:塔径Dm0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4>2.4板间距HT200300300350350450450600600800800若取:HT=0.41m,h=0.06(一般h0=0.050.08)LLH T－hL=0.41-0.06=0.35mm查图(1-1)得:C20=0.075C=C*(0.2=0.075×(19.82/20)0.2l=0.074920umax=CLv0.794873.42.8931.299m/sv2.893取安全系数为 0.7(一般0.6 0.8), 则空塔气速为:u=0.7×1.099=0.909m/s4vs4*0.4041.6m范围,不符合D0.752m,不在0.8mu×0.909若取:HT=0.36m,hL=0.06mH T-h L=0.30m查图(1-1)得:C20=0.062C=C20*(l)0.2=0.062×(19.82/20)0.2=0.061920umax=CLv0.0619873.42.8931.074m/s2.893vu=0.7*1.074=0.752m/sD4vs0.404*40.827m/su×0.752经标准圆整后:D=0.8mAT4D2*0.820.503m24V0.404u=0.803m/s0.75umax符合实际空塔气速为：sAT0.503、提馏段塔径的计算：2Lh(L1/22.37*10-3*3600943.21/2）＝（）＝V0.413*36003.3220.0967vh若取：HT0.41m,hL（一般取hL0.050.08)0.06mHThL0.410.060.35mm查图(1-1)得：C200.068l0.219.060.2CC20(20)0.068*(20)0.0673umaxcLv943.23.3221.132m/s0.0673*v3.322u0.7umax0.792m/sD4vs4*0.413u0.3260.815m经标准圆整后：D0.8mAT1D20.503m24vs0.413实际空塔气速为：u=0.821m/s0.725umax(符合）AT0.503（五）板式塔的塔板工艺尺寸计算：1、溢流装置的计算：①、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2.2m的塔中广泛使用。工业上应用最广的降液管是弓型降液管。②、计算堰长 lw:、精馏段：lw精＝＝0.56mb.提馏段lw提＝＝0.56m③溢流堰高度：hwhlhowFransic公式：h2.84Lh)2/3E(ow1000lw一般取E＝1便可满足工业误差要求.即E=1a.精馏段：how精＝2.847.44*104*36002/3*1*（0.56）＝0.0081m1000已取hL＝60mm0.06mhwhL-how0.060.00810.052m符合条件b.提留段：how提＝2.842.37*103*36002/3*1*（0.56）＝0.017m1000已取hL＝60mm0.06mhwhL-how0.060.0170.043m符合条件④弓型降液管宽度W和截面积AdfLw/D0.7查图（1-2）得Af0.094,Wd/D0.158ATa.精馏段：AfAT*0.0940.503*0.0940.0473m2WdD*0.1580.8*0.1580.126m3600AfHT3600*0.047*0.3622.89s5s故符合Lh3600*7.44*104b.提馏段：Af＝AT*0.0940.503*0.0940.0473m2WdD*0.1580.8*0.1580.126m3600AfHT3600*0.043*0.416.97故符合Lh3600*2.37*1035s⑤降.液管底隙高度h0:因为降液管底隙高度为h0应低于出口堰高度hw才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6mm,所以：h0精＝0.052 0.006＝0.046m,h0提＝0.043 0.006＝0.037m,又因塔径大于 0.6m,所以采用凹形受液盘，深度 h'w 50mm塔板布置。1）.塔板的分块.因0.8mD1.2m,故采用分块板式塔板。查下表塔径mm8001200140016001800200022002400塔板分块3456数得塔板分为3块（2）边缘区宽度的确定。一般情况下：ws70100mm,w's,50100mm而对于小直径的塔板的塔（D<1m),因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：wsws,0.052mwc35mm0.035m.(小塔3050mm,大塔5070mm)对于提馏段：wsw's,0.075mwc60mm0.06m（3）开孔区面积计算:Aa2(xr2x2r2sin1x)180ra、精馏段：xDWs)1/2*0.8(0.1260.052)0.222m(WdD2Wc1/2*0.80.0350.365mr2故：Aa2(0.2220.36520.21220.3652sin10.2220.303m21800.365DWs)1/2*0.8(0.1260.075)0.199mb、提留段：x(Wd2DWc1/2*0.80.0600.34mr2故：Aa2(0.1990.3420.19920.342sin10.1990.254m21800.34（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＝3.5m，d0=4mm,采用正三角形排列。孔中心距：t=3d0=3*4=12mm=0.012,孔数目为na、精馏段：n1.155Aa1.155*0.3032430.31个2431个t20.0122开孔率A00.97（d0)210.1%Aat气体通过阀孔的气速：VS0.40413.20/su00.101*0.303A0b、对提馏段：n=1.155Aa1.155*0.2542037.3个2038个t20.122开孔率：φ=A00.907*(d0)20.907(4)210.1%Aat12Vs0.41316.099m/su0A00.101*0.25四、筛板的流体力学验算 。1．塔板压降1）.平板阻力hc0.051(u0)(V)c0L由d04/3.51.143.查图（1-3）c0 0.81故有：＝（13.222.893液柱）（）＝hc精0.0510.81*873040.0449m＝16.09922.893液柱（）（）＝hc提0.0510.81*943.20.07096m（2）.气体通过液层的阻力hl的计算：hl＝hL对精馏段:uavs0.4040.886m/sATAf0.5030.0473F0uav0.8862.8931.507Kg1/21/2sm查图表得:=0.56故hl＝hL＝0.56*0.06＝0.0336m液柱对提馏段：uavs0.4130.906m/sATAf0.5030.0473F0ua0.9063.322Kg1/2v1.6511/2sm查图表得:=0.57故hl＝hL＝0.57*0.06＝0.0342m液柱(3)液体表面张力的阻力h4l计算：hlgd0对精馏段：h4l4*19.82*1032.313*103m液柱lgd0873.4*9.81*0.00443对提馏段：hl＝4*19.82*102.060*103m液柱lgd0943.2*9.81*0.004综上（1），（2），（3）得：对精馏段：hphc+hl+h0.04490.03360.0023130.0808m液柱pp＝hplg0.0808*873.4*9.81692.30pa0.7kpa(设计允许值）对提留段：hphc+hl+h0.07960.03420.0020600.07459m液柱pp＝hplg0.07459*943.2*9.81690.16pa0.7kpa(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：ev5.7*106(uahf)3.2LHTa.对精馏段：hf＝2.5hL2.5*0.06＝0.15m故e＝5.7*1060.8863.2＝0.00288Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气（）v19.82*1030.36－0.15故在本设计中液沫夹带管ev在允许范围内。.对提馏段：hf＝2.5hL2.5*0.06＝0.15m5.7*1060.9063.2故e＝（0.0162Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气）＝0.41－0.1519.06*10故在本设计中液沫夹带管ev在允许范围内。4、漏液.对筛板塔漏液气速：u0min4.4c0(0.00560.13hlh)L/Va.对精馏塔：u0min4.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*103)873.4/2.8936.520m/sLu013.20m/s稳定系数:u013.202.021.5k6.520u0min故在精馏段无明显漏液。b.对提馏段：u0min4.4*0.81(0.00560.13*0.062.313*103)873.4/2.8936.385m/sLu016.099m/su016.0992.521.5稳定系数：k6.385u0min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：a、对精馏塔： (HT hw)＝0.（50.36 0.052）＝0.412m液柱而：Hd＝hp＋hL＋hd因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：hd0.153(Ls)30.153(7.44*104)33.686*106m液柱lwh00.56*0.046Hd＝0.08080.063.686*1060.1408m液柱所以Hd(HThw)符合，故在精馏段无液泛现象。、对提馏段：(HThw)＝0.（50.410.043）＝0.453m液柱而：Hd＝hp＋hL＋hdhd0.153(Ls)32.37*103)32.290*104液柱lwh00.56*0.037Hd＝0.074590.062.290*1040.1348m液柱所以Hd(HThw)符合，故在提馏段无液泛现象。五、塔板负荷性能图：1、漏夜线：u0min4.4c0(0.00560.13hlh)l/vu0min＝Vs.min,hLhwhow,how2.84E(Lh)2/3A01000lw得：Vs.min＝4.4*C0A0{0.00560.13[hw2.84E(Lh)2/3]h}L/V1000lwa.、对精馏段：Vs.min4.4*0.81*0.101*0.303*{0.00560.13[0.0522.843600Ls2/3]0.002313}873.4/2.893E()10000.561.8760.010050.1276Ls2/3操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs值，列出下表：Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.1930.1970.2030.2110.218、对提馏段：Vs.min4.4*0.81*0.101*0.254*b.{0.00560.13[0.0432.843600Ls)2/3]0.00206}943.2/3.322*1*(10000.561.5410.009130.1276Ls2/3操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs值，列出下表：Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.1520.1550.1600.1670.1732、液沫夹带线：以ev 0.1kg液/kg气为限，求Vs－L关系如下：ev5.7*10-6ua3.2（HT）Lhfua＝VsVs2.194VsATAf0.5030.0473hf2.5hL＝2.5(hwhow)a、对精馏段： hw=0.052how2.843600Ls2/32/3*1*(0.56)0.98Ls1000故hf＝0.13+2.45*Ls2/3HThf0.360.132.45L2/3S0.232.45LS2/35.7*1062.194Vs)3.20.1Kg液/Kg气ev3(2/319.82*100.232.45LSVs＝0.652 6.951L2/3S操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs值，列出下表：Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6210.5970.5610.5070.462b.对提馏段：hw=0.043how2.84*1*(3600)2/30.98Ls2/310000.16故：hf＝0.11+2.45*Ls2/3ev5.7*1062.194Vs)3.20.1Kg液/Kg气19.06*103(2/30.302.45LSVs＝0.841 6.867L2/3S列表操作范围内，任取数值作 Ls,依上述计算得出 Vs值，列出下表计算得 :Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.8100.7870.7510.6980.6543、液相负荷下限线：对于平直堰，取堰上液层高度how＝0.006m作为最小液体负荷标准。how＝2.84E(3600Ls)2/30.006m1000lw取E1时Lsmin(0.06*1000)3/20.560.00048m3/s4、液相负荷上限线：2.843600以＝4s作为液体在降液管中停留时间为下限.即AfHT4，故：＝Lsa.对精馏段：LsmaxAfHT0.0473*0.360.00426m3/s44b.对提馏段：LsmaxAfHT0.0473*0.413440.00485m/s5、液泛线：令Hd（HThw)由：Hd＝hphlhol；hp＝hch'h；lhl＝h'；l由：Hd＝hphlhol；hp＝hch'h；lhl＝h'；lh'＝hwhowl联立得：HT（1)hw(1)howhcholh忽略h，将how与hs,hd与hs,hl和vs得关系式，带入公式得：av2b'cL2dL2/3h'＝hwhsSslow联立得：HT（1)hw(1)howhcholh忽略h，将how与hs,hd与hs,hl和vs得关系式，带入公式得：avs2b'cL2SdL2s/3其中：a=0.051V)A0C02(lbHT（1)hc=0.153/2lwh0d2.84*1*(136002/31000)(lw)a、对于精馏段：a=0.0512(2.893)0.275873.40.101*0.303*0.81b0.5*0.36(0.50.561)0.0520.125c=0.153/0.56*0.0462230.568d2.84*1*(10.56)(3600)2/31.53210000.56故：20.12522/30.275vs230.568LS1.532Ls即：vs20.454838.429L2S5.571L2s/3列表计算：Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6550.6400.6160.5740.534b、对于提馏段a=0.0512(3.3220.416)0.101*0.254*0.81943.2b0.5*0.41(0.50.571)0.0430.159c=0.153/0.56*0.0372356.379d2.84*1*(10.57)(3600)2/31.5410000.56故：20.15922/30.416vs356.379LS1.54Ls即：vs20.382856.680L2S0.370L2s/3列表计算:Ls(m3/s)0.00030.00070.00150.00300.0045Vs(m3/s)0.6170.6150.6120.6050.5956、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。a、对精馏段： vsmax 0.589m3/s,vsmin 0.192m3/s故操作线弹性为 vsmax 0.589 3.068vsmin 0.192、对提馏段：3/s,vsmin0.155m3/sb.vsmax0.600m故操作线弹性为 vsmax 0.600 3.871vsmin 0.155六、板式塔的结构与附属设备：（一）塔顶结构：、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（1.5～2.0)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＝0.36m，塔顶空间应取 0.54～0.72m对于提馏段：HT＝0.41m塔顶空间应取 0.615～0.82m综合以上考虑可以取：塔顶空间为 0.70m2 、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 3～8mm（易结焦物可缩短停留时间）而定， 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 1～2m的间距综合以上因素，塔底空间取 1.8m3 、人孔：对于D≥1000mm的板式塔。一般每隔 6～8层塔板设一人孔。 人孔直径一般450mm～600mm其伸长塔体的同体长为 200～250mm人孔中心距操作平台约为 800～1200mm没人孔处的板间距应等于或大于 600mm本设计中：D＝0.8m，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

0.8m、塔高H＝（n－nF－nP－1）HT＋nFHF＋npHp+HD+HB+H1＋H2其中其中：H—塔高，m；n—实际踏板数nF—进料板数HF—进料板处板间距 mnp—人孔数HB－塔底的空间高度 mHp—设人孔处的板间距， mHD—塔顶空间高度， m;H1—封头高度，m；H2—裙座高度，m；取封头高度为 H1＝D/2+D/6＝0.53mH＝5*0.36+7*0.41+0.8*1+0.7+1.8+0.53+1.5 ＝10m塔的结构：因D＝0.8m选取单流型塔板，板块数为 3（三）附属设备及其热量衡算、在沸器的计算和选型本设计所采用的加热蒸汽压力为 501.325kPa 进料时苯和氯苯的比热分别为 160kJ//（Kmol.k） 174.2kJ/ （Kmol.k）塔顶苯的汽化热 r＝31024.2kJ/kmol 比热为153.5kJ/（Kmol.k）氯苯为 169.5kJ/（Kmol.k）塔底氯苯的汽化热为 188.3kg/（kmol.k）加热蒸汽用量的计算：平均化热：C＝0.49*160+0.51*174.2＝167.24kg/（kmol.k）P原料液的焓:hF＝CP*tF＝167.24*100.6＝1.68*104kJ/kmol原料带入的热量:QF=F*hF=52.24*1.68*104=8.78*105kJ/h塔顶蒸汽的热焓近似取纯苯蒸汽的焓：H＝r＋CtD＝31024.2+153.58*82.9＝VP4.37*104kJ/kmol蒸汽带出去的热量：QV＝VH＝51.52*4.37*104＝2.25*106kJ/h塔底产品的焓近似取纯氯苯的焓：wPW45kJ/hh＝Ct＝27.23*2.51*10＝6.83*10回流液的焓近似取纯苯的焓：hR＝CPtD＝153.5*82.9＝1.27*104kJ/kmol回流液带入的热量：QR＝RDh＝1.06*25.01*1.27*104＝3.37*105kJ/h而：再沸器中加热剂带入的热量QB＝QV＋QW－QF－QR所以B655－3.37*105＝17.18*105kJ/h6所以：Q＝2.25*10+6.83*10－8.78*10＝1.72*10kJ/h加热水蒸气的气化潜热γ＝36.3*103kJ/kmol水蒸汽的用量GB＝QB/γ＝（1.72*106）/（36.3*103）＝47.4kJ/h＝853.2kg/hb.再沸器传热面积的计算(安全系数取8％）加热蒸汽压力为501.325kp时，查表的水蒸气温度为02.t＝151.78C取k＝650（W/mk)，则再沸器的传热面积为A＝1.08QB/（kT）＝（1.08*1.72*106）/[650*(151.78-133.2)]=153.81m2c.再沸器的选型：卧式热虹吸再沸器，选取型号为F800－180－16－4型LB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。冷却水用量的计算：Qc＝QV－QR－QD馏出液的焓值等于回流液的焓：hD＝1.27*104＝kJ/mol塔顶产品带出去的热量：QD＝DhD＝25.01*1.27*104＝3.18*105=kJ/molc655＝1.595*106kJ/h故：Q＝2.25*10-3.37*10-3.18*10水的