苯與氯苯分離化工原理課程設(shè)計(jì).doc

(一）產(chǎn)品與設(shè)計(jì)方案簡介1.產(chǎn)品性質(zhì)、質(zhì)量指標(biāo)和用途產(chǎn)品性質(zhì)：有杏仁味的無色透明、易揮發(fā)液體。密度1105g/cm3。沸點(diǎn)1316。凝固點(diǎn)-45。折射率15216(25)。閃點(diǎn)294。燃點(diǎn)6378，折射率15246，粘度(20)0799mPas，表面張力332810-3Nm溶解度參數(shù)95。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. 3-71(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，長時(shí)間沸騰則脫氯。蒸氣經(jīng)過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，LD502910mgkg，空氣中最高容許濃度50mgm3。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險(xiǎn)。與氯酸銀反應(yīng)劇烈質(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)）產(chǎn)品用途：作為有機(jī)合成的重要原料2.設(shè)計(jì)方案簡介（1）精餾方式：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，故塔板效率較高。 （4） 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)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3工藝流程草圖及說明首先，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)，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)前面所說的過程，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。(二) 精餾塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA = 78.11 氯苯的摩爾質(zhì)量MB =112.56 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.物料衡算氯苯產(chǎn)量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 （三）塔板數(shù)的確定1理論塔板數(shù)的求取根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取由手冊(cè)查得苯-氯苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，列于下表 苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/苯氯苯xy807601481.000 1.000 9010252050.677 0.913 5.000 10013502930.442 0.785 4.608 11017604000.265 0.613 4.400 12022505430.127 0.376 4.144 13028407190.019 0.072 3.950 131.829007600.000 0.000 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。求最小回流比、操作回流比及最小理論塔板層數(shù) 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：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：求精餾塔氣、液相負(fù)荷 L=RD=0.658556.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1) 56.25=93.29kmol/h L=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V=V=93.29 kmol/h求操作線方程精餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點(diǎn)的直線。 圖解法求理論塔板數(shù) 如圖1所示，求解結(jié)果為 總理論板層數(shù) NT=11.0（包括再沸器） 進(jìn)料板位置 NF=4圖1 圖解法求理論板層數(shù)圖2 苯-氯苯物系溫度組成圖2實(shí)際塔板數(shù)的求?。?）全塔效率 塔的平均溫度 平均溫度下的氣液組成 苯與氯苯的粘度分別為 平均粘度為 塔板效率為 （2）實(shí)際板層數(shù)的求取 N精=3/0.553=5.426 N提=8/0.553=14.4715 Np=6+15=21(四) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 pD=101.08+4=105.08kpa 每層塔板壓降 p=0.7kpa 進(jìn)料板壓力 pF=105.08+0.76=109.28kpa 塔底壓力 pW=105.08+0.721=119.78kpa 精餾段平均壓力 pm=1/2（105.08+109.28）=107.18kpa提餾段平均壓力 pm=1/2（109.28+119.78）=114.53kpa2、操作溫度計(jì)算 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，提餾段平均溫度tm=1/2（131.1+91.7）=111.4。3、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 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。 MVDm=0.986078.11+(1-0.9860) 112.56=78.59kg/kmol MLDm=0.935378.11+(1-0.9353) 112.56=79.65kg/kmol MVFm=0.881878.11+(1-0.8818) 112.56=82.18kg/kmolMLFm=0.618878.11+(1-0.6188) 112.56=91.24kg/kmolMVWm=0.006778.11+(1-0.0067) 112.56=112.33kg/kmolMLWm=0.001778.11+(1-0.0017) 112.56=112.50kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=1/2(78.59+82.18)=80.39 kg/kmolMLm=1/2(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=1/2(82.18+112.33)=97.26 kg/kmolMLm=1/2(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol4、平均密度的計(jì)算（1）氣相平均密度 （2）液相平均密度液相平均密度依下式計(jì)算，即（a為質(zhì)量分率） 塔頂溫度tD=83.5,此溫度下A=812.41kg/m3, B=1033.79kg/m3 ，所以LDm=815.90kg/m3。進(jìn)料板溫度tF=91.7,此溫度下A=803.62kg/m3, B=1025.56kg/m3 ，所以FDm=894.61kg/m3。塔底溫度tW=131.1,此溫度下A=755.91kg/m3, B=980.90kg/m3 ，所以LWm=980.06kg/m3。 所以 Lm=1/2(815.90+894.61)=855.26 kg/m3Lm=1/2(980.06+894.61)=937.34 kg/m35、液體的表面張力塔頂溫度tD=83.5,此溫度下A=20.7dyn/cm, B=25.8dyn/cmLDm=0.986020.7+（1-0.9860）25.8=20.8 dyn/cm。進(jìn)料板溫度tF=91.7,此溫度下A=19.8dyn/cm, B=24.9dyn/cmLFm=0.618819.8+（1-0.6188）24.9=21.7 dyn/cm。塔底溫度tW=131.5,此溫度下A=15.3dyn/cm, B=20.4dyn/cmLWm=0.002915.1+（1-0.0029）20.4=20.3 dyn/cm。所以 Lm=1/2(20.8+21.7)=21.3dyn/cm Lm=1/2(20.4+21.7)=21.1dyn/cm6、液體平均黏度的計(jì)算塔頂溫度tD=83.5,此溫度下A=0.297mpas，B=0.301mpas,解得LDm=0.297 mpas。進(jìn)料板溫度tF=91.7,此溫度下A=0.275mpas，B=0.282mpas,解得LFm=0.280 mpas。塔底溫度tW=131.1,此溫度下A=0.197mpas，B=0.202mpas,解得LDm=0.202 mpas。所以 Lm=1/2(0.297+0.280)=0.289mpas Lm=1/2(0.202+0.280)=0.241 mpas(五)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算（1）精餾段的氣、液相體積流率分別為，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=0.073。取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u=0.8umax=0.81.269=1.015m/s。，圓整后取D=1.0m。塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 u=0.721/0.785=0.918m/s。（2）提餾段的氣、液相體積流率分別為，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。取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u=0.8umax=0.81.126=0.901m/s。，圓整后取D=1.0m。塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 u=0.720/0.785=0.917m/s。2、精餾塔的有效高度的計(jì)算z精=（N精-1）HT=（6-1）0.40=2.0mz提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6m 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 全塔的實(shí)際高度 取進(jìn)料板板間距為0.8m，人孔處板間距為0.8m，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 (六)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置的計(jì)算 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：（1）堰長lw取 lw=0.66D=0.661.0=0.66m。（2）溢流堰高度hw 精餾段堰上液層高度提餾段堰上液層高度取，則 精餾段hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m 提餾段hw=hL-how=0.06-0.0227=0.0373m因此，上下兩段均取。（3）弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.66，查文獻(xiàn)1圖5-7得Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2Wd=0.125D=0.1251.0=0.125m。塔的相對(duì)操作面積為（1-20.0722）100%=85.6%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，合理。對(duì)于提餾段有，合理。（4）降液管底隙高度h0精餾段u0=0.09m/s，提餾段u0=0.20m/s，則，。因此，上下兩段均取。 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度。2、塔板布置采用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。 閥孔臨界速度精餾段 提餾段 上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為 均屬正常操作范圍。 開孔率 式中：為適宜的空塔氣速，為閥孔速度。 精餾段 提餾段 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： 閥孔總面積 浮閥總數(shù) 塔板上布置浮閥的有效操作面積已知，取破沫區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度，則 有效操作面積 有效操作面積率 浮閥的排列 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)每排浮閥中心線之間的距離，則 取t=0.060m。(七)篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降 （1）干板阻力hc精餾段 ，則 提餾段 ，則 （2）氣體通過液層的阻力h1 取充氣系數(shù)，則 （3）液體表面張力阻力h （此阻力很小，忽略不計(jì)）氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算：氣體通過每層塔板的壓降為上下兩段單板壓降均符合設(shè)計(jì)任務(wù)要求。2、液沫夾帶板上液體流經(jīng)長度 板上液流面積 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) (1) 精餾段 精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。(2) 提餾段 精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。3、液泛 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, 而（1） 與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?精餾段 提餾段 （2） 液體通過降液管的壓頭損失 精餾段 提餾段 （3） 板上液層高度 精餾段和提餾段皆為 因此，取，降液管中清液層高度如下： 精餾段 提餾段 可見，精餾段和提餾段均符合防止液泛的要求。(八)塔板負(fù)荷性能圖1、漏液線精餾段: 提餾段：2、霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率=按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算精餾段： 整理得：精餾段： 整理得：在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls，計(jì)算出Vs的值列于表2中表2 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果液沫夾帶線（精餾）液沫夾帶線（提餾）Ls，m3/s0.0020.0040.0020.004Vs，m3/s1.0361.0010.9880.954由上表可作出霧沫夾帶線2。3、液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限3。4、液相負(fù)荷上限線 以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。 故 據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限4。5、液泛線 （1） 精餾段整理得：（2） 提餾段整理得：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中表3 液泛線計(jì)算結(jié)果液泛線（精餾）液泛線（提餾）Ls，m3/s0.00150.00300.00450.00600.00150.00300.00450.0060Vs，m3/s2.1812.1232.0621.9942.0752.0191.9611.897根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3、圖4所示。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。6、操作彈性操作條件下精餾段 提餾段 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： 。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： 。圖3 精餾段塔板負(fù)荷性能圖圖4 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 (九)精餾塔接管尺寸計(jì)算1、進(jìn)料管 ，取u=2.0m/s，則 按照GB816387，選擇無縫鋼管453.0。2、塔釜出料管 ，取u=0.7m/s，則 按照GB816387，選擇無縫鋼管484.0。3、塔頂上升蒸汽管 ，取u=15m/s，則 按照GB816387，選擇無縫鋼管2738.0。4、塔底蒸汽進(jìn)口管，取u=15m/s，則 按照GB816387，選擇無縫鋼管2737.0。5、塔頂回流液管，取u=0.4m/s，則 按照GB816387，選擇無縫鋼管766.0。(十)塔頂全凝器和塔底再沸器的計(jì)算及選型1、塔頂全凝器塔頂溫度tD=83,苯的氣化潛熱r=30778kJ/kmol。熱損失5%，故熱負(fù)荷為=839.56kW總傳熱系數(shù)K=1000W/(m2)。冷卻水32進(jìn)，38出，泡點(diǎn)回流，故。換熱面積為 ，取S=19.7m2根據(jù)GB/T4715-92標(biāo)準(zhǔn)選擇單程固定管板式換熱器 (DN4002000)，實(shí)際換熱面積 S=19.7m2冷凝水用量衡算 2、再沸器(E-105立式虹吸式)立式虹吸式再沸器傳熱效果好，占地面積小，直接管短蒸發(fā)量V=93.29kmol/h 在130左右，氯苯汽化熱熱損失按5%計(jì)算 =158.7-131.5=27.2 總傳熱系數(shù)k取600W/m2 S取 查<化工設(shè)計(jì)手冊(cè)>，得型號(hào)（DN4504500）。(十一)設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表附表1 物料衡算計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1原料液流量F，kmol/h87.102氣相產(chǎn)品流量D，kmol/h56.253液相產(chǎn)品流量W,kmol/h30.854原料液摩爾分?jǐn)?shù)xF0.63785氣相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xD0.98606液相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xW0.0029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)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1精餾段平均壓力pm，kpa107.182提餾段平均壓力pm，kpa114.533精餾段平均溫度tm，87.64提餾段平均溫度tm，111.45精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm，kg/kmol80.396精餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm，kg/kmol85.457提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm，kg/kmol97.268提餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm，kg/kmol101.879精餾段氣相平均密度Vm，kg/m32.8910精餾段液相平均密度Lm，kg/m3855.2611提餾段氣相平均密度Vm，kg/m33.5012提餾段液相平均密度Lm，kg/m3937.3413精餾段液體表面張力Lm，dyn/cm21.314提餾段液體表面張力Lm，dyn/cm21.115精餾段液體平均黏度Lm，mpas0.28916提餾段液體平均黏度Lm，mpas0.24117精餾段氣相流量Vs，m3/s0.72118精餾段液相流量Ls，m3/s1.0310-319提餾段氣相流量Vs，m3/s0.72020提餾段液相流量Ls，m3/s3.75610-321實(shí)際塔板數(shù)Np2122有效段高度Z，m8.823塔徑D，m1.024板間距HT，m0.4025溢流形式單溢流26降液管形式弓形27堰長lw，m0.6628堰高h(yuǎn)w，m0.04429弓形降液管面積Af，m20.056730弓形降液寬度Wd，m0.12531降液管底隙高度h0，m0.03032破沫區(qū)寬度Ws，m0.0733邊緣區(qū)寬度Wc，m0.0434浮閥數(shù)目，N11535開孔率，%14.536橫排孔間距t, m0.07537排間距t，m0.060附表3 接管尺寸計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1進(jìn)料管直徑453.02塔釜出料管直徑484.03塔頂上升蒸汽管直徑2738.04塔底蒸汽進(jìn)口管直徑2737.05塔頂回流液管直徑766.0(十二)設(shè)計(jì)評(píng)述1、回流比的選擇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。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1.12倍。2、塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多，概括起來有物性性質(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)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。3、進(jìn)料狀況的影響由于不同進(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。 4、輔助設(shè)備對(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。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。精餾過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：1)選擇經(jīng)濟(jì)合理的回流比；2)回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源；3)對(duì)精餾過程進(jìn)行優(yōu)化控制，減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，可確保過程能耗為最低。5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié)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：1)塔壓穩(wěn)定；2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定；3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定；6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。（十三）精餾塔成本列表編號(hào)部件名稱單價(jià)（元）數(shù)量（個(gè)）總價(jià)（元）1筒體（16MnR）800001800002裙底（45#）6000160003塔板80063504004冷凝器12000011200005再沸器1000001100006塔中其他附件接管10000011000007工業(yè)用水6.230000t(每年)180000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，來降低成本，更加的節(jié)能環(huán)保經(jīng)濟(jì)參考文獻(xiàn)1、化工流體流動(dòng)與傳熱 化學(xué)工業(yè)出版社，柴誠敬、張國亮，20072、化工傳質(zhì)與分離過程 化學(xué)工程出版社，賈紹義、柴誠敬，20093、化工原理課程設(shè)計(jì) 天津大學(xué)出版社，賈紹義、柴誠敬，20024、化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)基礎(chǔ) 上?？茖W(xué)技術(shù)出版社