苯—甲苯混合液的浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì).docVIP

化工原理課程設(shè)計(jì)目錄 浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū).1引言21 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證31.1 設(shè)計(jì)流程31.2 設(shè)計(jì)要求31.3 設(shè)計(jì)思路42 塔板的工藝設(shè)計(jì)52.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)62.2 塔的物料衡算72.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算92.4 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算和塔板主要工藝尺寸的計(jì)算122.4.1 氣液相體積流量的計(jì)算122.4.2 塔徑的計(jì)算與選擇132.4.3 溢流裝置152.4.4 堰長(zhǎng)152.4.5 弓形降液管寬度和截面積：162.4.6 降液管底隙高度162.4.7 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列172.4.8 塔總體高度計(jì)算192.5 塔的接管202.5.1 進(jìn)料管202.5.2 回流管212.5.3 釜液排出管212.5.4 塔頂蒸汽接管212.5.5 塔釜進(jìn)氣管212.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算212.6.1 精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算212.6.2 提餾段流體力學(xué)驗(yàn)算222.6.3 淹塔232.6.4 霧沫夾帶242.7 塔板負(fù)荷性能圖252.7.1 精餾段霧沫夾帶線(xiàn)252.7.2 提餾段霧沫夾帶線(xiàn)262.7.3 精餾段液泛線(xiàn)262.7.4 精餾段液泛線(xiàn)272.7.5 液相負(fù)荷上限線(xiàn)272.7.6 漏液線(xiàn)282.7.7 液相負(fù)荷下限線(xiàn)282.8 浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總?cè)缦?93 塔的附屬設(shè)備設(shè)計(jì)和選用303.1 儲(chǔ)槽，高位槽，原料泵位置303.1.1 原料泵的選型323.1.2 原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì)333.1.3 塔頂產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計(jì)343.1.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計(jì)343.2 再沸器的設(shè)計(jì)（塔底間壁式蒸汽加熱）35操作條件:36設(shè)計(jì)內(nèi)容:363.3 冷凝器的設(shè)計(jì)（塔頂全凝器）383.3.1 操作條件383.3.2 設(shè)計(jì)內(nèi)容384 設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和討論404.1 回流比的選擇414.2 塔高和塔徑414.3 熱量衡算和節(jié)能414.4 精餾塔的操作和調(diào)節(jié)41結(jié)論43參 考 文 獻(xiàn)44附錄A 相關(guān)符號(hào)說(shuō)明45致謝47 - II -化工原理課程設(shè)計(jì)浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)(1) 設(shè)計(jì)題目：32000t/年苯甲苯混合液的浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì) 試設(shè)計(jì)一座苯甲苯連續(xù)精餾塔，要求原料液的處理量為32000t/年，組成為0.35（苯的質(zhì)量分率，下同），要求塔頂餾出液的組成為0.95，塔底釜液的組成為0.03。（二）操作條件:1、塔頂壓力 4KPa(表壓) 2、進(jìn)料狀態(tài) q=0.7 3、回流比 自選 4、塔底加熱蒸汽壓為 0.5Kgf/cm2 (1Kgf/cm2=98.07)KPa 5、單板壓降 0.7 kPa 6、冷卻水溫度 25 7、每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù) 330天（一年中有一個(gè)月檢修）塔頂及塔釜產(chǎn)品均冷卻至30儲(chǔ)存塔板類(lèi)型 浮閥塔（四）廠(chǎng) 址 廠(chǎng) 址為江西九江地區(qū)（大氣壓為760mmHg）（五）設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔工藝設(shè)計(jì)，運(yùn)用最優(yōu)化方法確定最佳操作參數(shù)：精餾設(shè)備設(shè)計(jì)，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選用，繪制帶控制點(diǎn)工藝流程圖，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖和塔板負(fù)荷性能圖，編制設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。引言化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿(mǎn)足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過(guò)程。在本設(shè)計(jì)中我們使用浮閥塔，浮閥塔是一種板式塔，用于氣液傳質(zhì)過(guò)程中。浮閥的閥片可以浮動(dòng)，隨著氣體負(fù)荷的變化而調(diào)節(jié)其開(kāi)啟度，因此，浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負(fù)荷時(shí)，仍能保持正常操作。浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造費(fèi)用便宜，并能適應(yīng)常用的物料狀況，是化工、煉油行業(yè)中使用最廣泛的塔型之一。浮閥塔有活動(dòng)泡罩、圓盤(pán)浮閥、重盤(pán)浮閥和條形浮閥四種形式。浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單造價(jià)低，合理的設(shè)計(jì)能滿(mǎn)足要求的操作彈性，浮閥塔是最廣泛應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一。1 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證1.1 設(shè)計(jì)流程本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)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1.5倍。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。1.2 設(shè)計(jì)要求總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。 效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 流體阻力小，流體通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 有一定的操作彈性，當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 能滿(mǎn)足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實(shí)驗(yàn)我們根據(jù)所給條件設(shè)計(jì)出塔的各項(xiàng)參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。1.3 設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點(diǎn)進(jìn)料、間接蒸汽加熱、選R=1.5Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度，這樣就可以避免過(guò)多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。2 塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1 基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)2.2 塔的物料衡算(1)物料衡算：含苯aF=0.35 aD=0.95 aB=0.03（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）年產(chǎn)量32000噸料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 物料衡算生產(chǎn)時(shí)間按330天/年 總物料衡算: F=D+B=0.01297 苯物料衡算: 聯(lián)立解得： (2)逐板計(jì)算法求理論板數(shù)計(jì)算已知操作條件下，苯-甲苯混合液的平均相對(duì)揮發(fā)度a=2.5 已知q=0.7 解得yq=0.5429 xq=0.3222根據(jù)工藝條件滿(mǎn)足R=1.5R=1.51.8777=2.8166 故精餾段操作線(xiàn)方程式為 對(duì)于氣液混合進(jìn)料q=0.7,原料液進(jìn)入加料板后一部分進(jìn)入提餾段。即 L=RD=2.81660.00497=0.01400Kmol/s V=(R+1)D=0.01897Kmol/s L=L+qF=0.01400+0.70.01297=0.01508Kmol/s V=V+(q-1)F=0.01897+(0.7-1)0.01297=0.01508Kmol/s 故提餾段操作線(xiàn)方程式為通過(guò)作圖可得出：有6層精餾段，6.5層提餾段（不包括再沸器）全塔效率 E=0.52精餾段: 塊提餾段: 塊 即： N=12+13=25快實(shí)際加料板位置在第13塊2.3 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?shù)牟僮鲏毫?每層塔板的壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 塔底壓力 提餾段壓力（2）溫度，根據(jù)操作壓力通過(guò)試差計(jì)算P= ,塔頂 , , 精餾段溫度, 提餾段溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量 塔頂: =0.957378+(1-0.957) 92=78.5978(kg/kmol)=0.899778+(1-0.899) 92=79.4042(kg/kmol) 進(jìn)料板： =0.47678+(1-0.476) 92=85.336(kg/kmol) =0.26678+(1-0.266) 92=88.276(kg/kmol) 塔 底： =0.032578+(1-0.0325) 92=91.545(kg/kmol)=0.0132678.11+(1-0.01326) 92=91.81346(kg/kmol) l(4)平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，即 液相平均密度計(jì)算液相平均密度計(jì)算依下式計(jì)算，即：塔頂液相平均密度的計(jì)算 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 精餾段的平均密度為塔底液相平均密度的計(jì)算 提餾段的平均密度(5)液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 塔底液相平均表面張力的計(jì)算精餾段平均表面張力提餾段平均表面張力 (6)液體平均黏度計(jì)算液相平均黏度依下式計(jì)算，即 精餾段液相平均黏度 提餾段液相平均黏度 2.4 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算和塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.4.1 氣液相體積流量的計(jì)算L=0.01400kmol/s V=0.01897kmol/sL=0.02308kmol/s V=0.01508kmol/sMv,n=81.969kg/kmol Ml,n=83.840kg/kmol Mv,n=88.445kg/kmol Ml,m=90.0452kg/kmol精餾段 液相質(zhì)量流量：Ln=Ml,nL=83.84010.01400=1.1738kg/s 氣相質(zhì)量流量：Vn=Mv,nV=81.96690.01897=1.5549kg/s 液相體積流量： 氣相體積流量： 提餾段 液相質(zhì)量流量：Lm=Ml,mL=90.04520.02308=2.0782kg/s 氣相質(zhì)量流量：Lm=Ml,mV=88.44050.01508=1.3337kg/s 液相體積流量： 氣相體積流量：2.4.2 塔徑的計(jì)算與選擇塔徑 空塔氣速 精餾段 取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值為； 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線(xiàn)圖查取，圖橫坐標(biāo)為根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.084取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 提餾段 圖橫坐標(biāo)為根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：C20=0.08 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整 塔截面積為 2.4.3 溢流裝置 因塔徑D=0.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用平形受液盤(pán)。2.4.4 堰長(zhǎng) 取 出口堰高：本設(shè)計(jì)選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算即：，（因溢流強(qiáng)度不大，近似取E=1）取板上清液層高度精餾段：故提餾段：則故2.4.5 弓形降液管寬度和截面積：降液管的型式：因塔徑和流體流量適中，故選取弓形降液管由 查弓形降液管參數(shù)圖得： 則： 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即精餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理提餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理2.4.6 降液管底隙高度精餾段：取降液管底隙的流速則：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理提餾段：取降液管的流速則：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理2.4.7 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列2.4.7.1 塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑D=0.8m，故塔板采用分塊式塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板B浮閥數(shù)目與排列精餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=12孔速:每層塔板上浮閥數(shù)目：取破沫寬度，邊緣區(qū)寬度2.4.7.2 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積：其中 故浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心t=75mm=0.075m2.4.7.3 估算其排間距h考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積.故取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=0.065m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)59個(gè)按N=59重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù) 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 9至13范圍內(nèi)塔板開(kāi)孔率提餾段：取閥孔動(dòng)能因子 F02=12孔速：每層塔板上的浮閥數(shù)目 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式，取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m則估算排間距考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.065m按t=75mm,t=0.065m重新排列閥孔。實(shí)際孔數(shù)為：59 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適用。2.4.8 塔總體高度計(jì)算塔總體高度利用下式計(jì)算：A塔頂封頭封頭分為橢圓形，蝶形封頭等幾種本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑D=800mm，查表得曲面高度h1=200mm, 直邊高度 h2=40mm,內(nèi)表面積A=0.7943m2,容積V=0.0871m3,則封頭高度 ： 2.4.8.1 塔頂空間設(shè)計(jì)中取塔頂間距=2=0.9m，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m2.4.8.2 塔底空間塔底空間指塔底最下一層到塔底封頭底座處的距離，取釜液停留時(shí)間為5分鐘，取塔底液至最下一層塔板之間距離為1.5米，則： 2.4.8.3 人孔對(duì)D=800mm 的板式塔，為安裝，檢修的需要，一般每隔6至8塔板設(shè)一人孔，本塔中共有25塊塔板，需設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處板間距Hp=600mm2.4.8.4 進(jìn)料板處板間距考慮在進(jìn)口處安裝防充設(shè)施，取進(jìn)料板處板間距Hf=600mm2.4.8.5 裙座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座，由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座厚壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Dbi=( )-=432mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：Dbo=( )- =1232mm圓整后：Dbi=800mm,Dbo=1400mm,考慮到再沸器，取裙座高度H2=2m則塔總體高度為：2.5 塔的接管2.5.1 進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，T形進(jìn)料管，本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下：取u=1.6m/s則管徑查標(biāo)準(zhǔn)系列取進(jìn)料管規(guī)格382 的熱軋無(wú)縫鋼管 2.5.2 回流管采用直管回流管,取管內(nèi)流速則回流管直徑查標(biāo)準(zhǔn)系列取回流管規(guī)格382的熱軋無(wú)縫鋼管2.5.3 釜液排出管采用直管出料，取管內(nèi)流速 則查標(biāo)準(zhǔn)系列可取回流管規(guī)格385的熱軋無(wú)縫鋼管2.5.4 塔頂蒸汽接管采用直管出氣，取管內(nèi)蒸汽流速則查標(biāo)準(zhǔn)系列可取回流管規(guī)格21910的熱軋無(wú)縫鋼管 2.5.5 塔釜進(jìn)氣管采用直管近氣，取管內(nèi)蒸汽流速 則查標(biāo)準(zhǔn)系列可取回流管規(guī)格1592的熱軋無(wú)縫鋼管2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 依據(jù)2.6.1 精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算2.6.1.1 干板阻力因 故 2.6.1.2 塔板上充氣液層阻力可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式2.6.1.3 計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)與氣體流經(jīng)塔板的壓降相的液柱高度換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)2.6.2 提餾段流體力學(xué)驗(yàn)算2.6.2.1 干板阻力因故2.6.2.2 塔板上充氣液層阻力可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式2.6.2.3 計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋簱Q算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)2.6.3 淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd精餾段：A、單層氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp1，前已算hp1=0.08365mB、液體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨裙蔆、板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd1=0.08365+0.07+0.0022=0.1545m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.05769m，則(HT+hw)n=0.5（0.45+0.05769）=0.2538m可見(jiàn)Hd1(HT+hw),符合防止淹塔的要求提餾段為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hdA、單層氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp2，前已算hp2=0.08398mB、液體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨裙?C、板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd2=0.08398+0.07+0.0022=0.1760m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.05191m，則(HT+hw)=0.5（0.45+0.05191）=0.2510m可見(jiàn)Hd2(HT+hw),符合防止淹塔的要求2.6.4 霧沫夾帶精餾段:泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：塔板上液體流程長(zhǎng)度塔板上液流面積 取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率為 為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以能滿(mǎn)足的工藝的要求。提餾段泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：塔板上液體流程長(zhǎng)度塔板上液流面積取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率為為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以能滿(mǎn)足的工藝的要求。2.7 塔板負(fù)荷性能圖2.7.1 精餾段霧沫夾帶線(xiàn)按泛點(diǎn)率=80%計(jì)上式整理得：2.7.2 提餾段霧沫夾帶線(xiàn)按泛點(diǎn)率=80%計(jì)上式整理得： 2.7.3精餾段液泛線(xiàn) (HT+hw)=由此確定液泛線(xiàn)方程：(HT+hw)= +（ 1+）【 =0.5(0.45+0.05769) 化簡(jiǎn)整理得： 00010.0030.0040.0070.74850.65640.61140.46532.7.3 精餾段液泛線(xiàn)(HT+hw)=由此確定液泛線(xiàn)方程：(HT+hw)= + +（ 1+） =0.5(0.45+0.05191) 化簡(jiǎn)整理得： 00010.0030.0040.0070.68830.60920.57170.45292.7.4 液相負(fù)荷上限線(xiàn)液體的最大流量應(yīng)保證降液管內(nèi)停留時(shí)間不低于5s，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間以5s作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則2.7.5 漏液線(xiàn)對(duì)于F1型重閥,依F=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則：精餾段：由可得： 提餾段：由可得：2.7.6 液相負(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線(xiàn)，該線(xiàn)為與液相流量無(wú)關(guān)的直線(xiàn)將以上五條線(xiàn)標(biāo)繪在同一VsLs直角坐標(biāo)系中，畫(huà)出塔板的操作負(fù)荷性能圖。將設(shè)計(jì)點(diǎn)（Ls，Vs）標(biāo)繪在圖中，如P點(diǎn)所示，由原點(diǎn)O及P作操作線(xiàn)OP。由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：A在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置B塔板的氣液相負(fù)荷下限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線(xiàn)控制C按固定的液汽比，由圖可查出氣象負(fù)荷上限為0.64（0.57），氣象負(fù)荷下限為0.2036（0,1922）， 精餾段操作彈性:K=提餾段操作彈性:K=2.8 浮閥塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總?cè)缦滦蛱?hào)項(xiàng)目單位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段 1 塔徑m 0.80.8 2板間距m0.450.453塔板類(lèi)型單溢流弓形降液管單溢流弓形降液管4空塔氣速m/s1.03440.79045堰長(zhǎng)m0.58080.58086堰高m0.057690.051917降液管底隙高度m0.033430.037228板上層高度m0.070.079浮閥數(shù)個(gè)個(gè)595910閥孔氣速m/s7.375.63711閥孔動(dòng)能因數(shù)12.710.330212臨界閥孔氣速m/s5.76125.40813孔心距m0.0750.07514排間距m0.0650.06515單板壓降kpa0.66110.659316降液管內(nèi)清夜層高度m0.15450.176017泛點(diǎn)率，%64.4854.7218氣相負(fù)荷上限m3/s0.640.5719氣相負(fù)荷下限m3/s020360.192220操作彈性3.14342.96573塔的附屬設(shè)備設(shè)計(jì)和選用3.1.1儲(chǔ)槽，高位槽，原料泵位置為確定高位槽的高度，應(yīng)對(duì)輸送系統(tǒng)進(jìn)行機(jī)械能衡算，這里選擇高位槽內(nèi)的液面3與進(jìn)料口處的管截面2建立機(jī)械能衡算式：式中：Z兩截面處位頭差 直管阻力，管件、閥門(mén)局部阻力對(duì)進(jìn)料管取，設(shè)3-2處管長(zhǎng)為6m，有兩個(gè)彎頭，又因?yàn)?因?yàn)?水平面至地面的高度為故高位槽的高度為而高位槽的容積為： 填充系數(shù)為0.7，故，其高位槽槽高度約為3m。儲(chǔ)槽容量的計(jì)算，按泵每天工作3h，儲(chǔ)槽容量按加滿(mǎn)一次可工作10天來(lái)計(jì)算而儲(chǔ)槽的容積為： 填充系數(shù)為0.7，故2.8.1 原料泵的選型為確定泵輸送一定流量所需的揚(yáng)程H，應(yīng)對(duì)輸送系統(tǒng)進(jìn)行機(jī)械能衡算，這里選擇原料罐內(nèi)的液面1與高位槽的液面3建立機(jī)械能衡算式： 式中：Z兩截面處位頭差 兩截面處?kù)o壓頭差 兩截面處動(dòng)壓頭差 直管阻力，管件、閥門(mén)局部阻力 對(duì)進(jìn)料管取，原料罐內(nèi)的液面1與高位槽的液面3位置為13.05m。管長(zhǎng)為12m，有兩個(gè)彎頭，在原料液內(nèi)的液面與進(jìn)料口建立機(jī)械能衡算： 又因?yàn)?故原料泵的壓頭為14.19m2.8.2 原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì)進(jìn)料流出液的比熱容：起始溫度為25冷卻水消耗量為：選用U型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇111.1飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)： 故預(yù)熱加熱面積： 2.8.3 塔頂產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計(jì) 冷卻至30，平均溫度為55.475 冷卻水消耗量：式中 冷卻水消耗量，kg/h 冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg) 冷卻介質(zhì)在冷凝器進(jìn)出口的溫度， 故 此溫度下冷卻水的比熱容，所以： 選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。 取冷凝器傳熱系數(shù)：，又九江地區(qū)平均溫度25，溫升15對(duì)于逆流： 故冷卻器冷凝面積： 2.8.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計(jì) 冷卻至30，平均溫度為69.24 冷卻水消耗量： 式中 冷卻水消耗量，kg/h 冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kJ/(kg) 冷卻戒指在冷凝器進(jìn)出口的溫度， 故 此溫度下冷卻水的比熱容，所以： 選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。 取冷凝器傳熱系數(shù)：，又九江地區(qū)平均溫度25，溫升15對(duì)于逆流： 故冷凝器冷凝面積：2.9 再沸器的設(shè)計(jì)（塔底間壁式蒸汽加熱）處理能力：設(shè)備形式：立式列管式換熱器操作條件:A苯;由108.48的液體加熱至蒸汽;B加熱介質(zhì)：為水蒸氣，加熱蒸汽壓力為，溫度為150。C每年按330天，每天按24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。D允許壓降：設(shè)計(jì)內(nèi)容:A確定流體流動(dòng)方向:水蒸氣走管程，苯走殼程。B計(jì)算流體的定性溫度及確定流體物性數(shù)據(jù)C查石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)（盧煥章）可知： 在108.48苯的汽化熱為 甲苯的汽化熱為 在150水蒸氣的汽化熱 由公式 可得：兩流體的溫差，故選固定管板式換熱器。計(jì)算熱負(fù)荷 由平衡曲線(xiàn)得計(jì)算有效平均溫度差估算換熱面積根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，總傳熱系數(shù)，現(xiàn)取。 選取裕度為40% 設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5% 則最總換熱面積為： 初選換熱器規(guī)格苯甲苯物系黏度低，管內(nèi)流量為，取取換熱器管子規(guī)格為則所需單程管為： 總管長(zhǎng)為：若選用3m長(zhǎng)的單程管，則總管數(shù)根據(jù)夏清、陳常貴.化工原理附錄，選取的換熱器主要參數(shù)如下：該換熱器所要求的總傳熱系數(shù) 2.10 冷凝器的設(shè)計(jì)（塔頂全凝器）處理能力：設(shè)備形式：立式列管式冷凝器2.10.1 操作條件：A苯;冷凝溫度為80.95，冷凝液于飽和溫度下離開(kāi)冷凝器。B冷卻介質(zhì)：為循環(huán)水，入口溫度為25，出口溫度為50。C每年按330天，每天按24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。D允許壓降：2.10.2 設(shè)計(jì)內(nèi)容A確定流體流動(dòng)方向本設(shè)計(jì)中苯為熱流體，水為冷流體，為使苯通過(guò)殼壁面向空氣中散熱，提高冷卻效果，所以令水走管程，苯走殼程。B計(jì)算流體的定性溫度及確定流體物性數(shù)據(jù)冷卻水的定性溫度為兩流體在定性溫度下的物性數(shù)據(jù)如下表查得：苯在80.95下： 兩流體溫差 故選用固定管板式換熱器。計(jì)算熱負(fù)荷計(jì)算有效平均溫度差估算換熱面積根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，總傳熱系數(shù)，現(xiàn)取。 選取裕度為30% 則最總換熱面積為： 初選換熱器規(guī)格苯甲苯物系黏度低，管內(nèi)流量為，取取換熱器管子規(guī)格為則所需單程管為： 總管長(zhǎng)為：若選用4.5m長(zhǎng)的雙程管，則總管數(shù)根據(jù)夏清、陳常貴.化工原理附錄，選取的換熱器主要參數(shù)如下：該換熱器所要求的總傳熱系數(shù) 3 設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和討論3.1 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1.1-2倍。我計(jì)算的回流比為1.8777,我取的回流比R=1.5Rmin=2.8166。3.2 塔高和塔徑影響塔板效率的因素有很多,概括起來(lái)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(lèi)型板間距堰高及開(kāi)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)。因此.我通過(guò)經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為0.8m，塔高為16.4156m。3.3 熱量衡算和節(jié)能對(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(guò)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(guò)程減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，確保過(guò)程能耗為最低。3.4 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。結(jié)論本次化工原理課程設(shè)計(jì)歷時(shí)兩周，是我學(xué)習(xí)化工原理以來(lái)第一次獨(dú)立的課程設(shè)計(jì)?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；理解計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)過(guò)程，利用編程使計(jì)算效率提高。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性和經(jīng)濟(jì)合理性。在短短的兩周里，從開(kāi)始的一頭霧水，到同學(xué)討論，再進(jìn)行整個(gè)流程的計(jì)算，再到對(duì)工業(yè)材料上的選取論證和后期的程序的編寫(xiě)以及流程圖的繪制等過(guò)程的培養(yǎng)，我真切感受到了理論與實(shí)踐相結(jié)合中的種種困難，也體會(huì)到了利用所學(xué)的有限的理論知識(shí)去解決實(shí)際中各種問(wèn)題的不易。我們從中也明白了學(xué)無(wú)止境的道理，在我們所查找到的很多參考書(shū)中，很多的知識(shí)是我們從來(lái)沒(méi)有接觸到的，我們對(duì)事物的了解還僅限于皮毛，所學(xué)的知識(shí)結(jié)構(gòu)還很不完善，我們對(duì)設(shè)計(jì)對(duì)象的理解還僅限于書(shū)本上，對(duì)實(shí)際當(dāng)中事物的方方面面包括經(jīng)濟(jì)成本方面上考慮的還很不夠。在實(shí)際計(jì)算過(guò)程中，我還發(fā)現(xiàn)由于沒(méi)有及時(shí)將所得結(jié)果總結(jié)，以致在后面的計(jì)算中不停地來(lái)回翻查數(shù)據(jù)，這會(huì)浪費(fèi)了大量時(shí)間。在一些應(yīng)用問(wèn)題上，我直接套用了書(shū)上的公式或過(guò)程，并沒(méi)有徹底了解各個(gè)公式的出處及用途，對(duì)于一些工業(yè)數(shù)據(jù)的選取，也只是根據(jù)范圍自己選擇的，并不一定符合現(xiàn)實(shí)應(yīng)用。因此，一些計(jì)算數(shù)據(jù)有時(shí)并不是十分準(zhǔn)確的，只是擁有一個(gè)正確的范圍及趨勢(shì)，而并沒(méi)有更細(xì)地追究下去，因而可能存在一定的誤差，影響后面具體設(shè)備的選型。如果有更充分的時(shí)間，我想可以進(jìn)一步再完善一下的。通過(guò)本次課程設(shè)計(jì)的訓(xùn)練，讓我對(duì)自己的專(zhuān)業(yè)有了更加感性和理性的認(rèn)識(shí)，這對(duì)我們的繼續(xù)學(xué)習(xí)是一個(gè)很好的指導(dǎo)方向，我們了解了工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握了化工設(shè)計(jì)的主要程序和方法，增強(qiáng)了分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力。同時(shí)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)，還使我們樹(shù)立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)，加強(qiáng)工程設(shè)計(jì)能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)求實(shí)的科學(xué)作風(fēng)更尤為重要。參 考 文 獻(xiàn)1 夏清、陳常貴. 化工原理（上、下冊(cè)）. . 天津大學(xué)出版社. 2005 2 盧煥章. 石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè). 化學(xué)工業(yè)出版社 . 2006 . 3 聶清德. 化工設(shè)備設(shè)計(jì). 化學(xué)工業(yè)出版社. 1991.4 陳常貴、柴誠(chéng)敬、姚玉英. 化工原理（下冊(cè)） 天津.天津大學(xué)出版社 .2002.38. 901115 鄭津津、董其伍、桑芝富. 過(guò)程設(shè)備設(shè)計(jì). 化學(xué)工業(yè)出版社. 20026 劉光啟、馬連湘、劉杰. 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷）. 北京. 化學(xué)工業(yè)出版社. 2002. 2993247 圖偉萍、陳佩珍、程達(dá)芳. 化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì). 北京. 化學(xué)工業(yè)出版社. 2003. 8 時(shí)鈞、汪家鼎. 化學(xué)工程手冊(cè). 化學(xué)工業(yè)出版社. 1986. 9 劉光啟、馬連湘、劉杰. 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（無(wú)機(jī)卷）. 北京. 化學(xué)工業(yè)出版社. 2002. 127. 10 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)編輯委員. 塔設(shè)備設(shè)計(jì). 上?？茖W(xué)技術(shù)出版社. 199811 羅傳義、時(shí)景榮. VBA程序設(shè)計(jì). 吉林. 吉林科學(xué)技術(shù)出版社. 2003. 13915112 申迎華、郝曉剛. 化工原理課程設(shè)計(jì). 化學(xué)工業(yè)出版社. 200913 路秀林、王者相. 塔設(shè)備. 化學(xué)工業(yè)出版社. 200414 刁玉瑋. 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ). 大連理工大學(xué)出版社. 200915 王衛(wèi)東