苯—甲苯混合液的浮閥精餾塔工藝設(shè)計.doc

化工原理課程設(shè)計目錄 浮閥精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書.1引言21 設(shè)計方案的選擇和論證31.1 設(shè)計流程31.2 設(shè)計要求31.3 設(shè)計思路42 塔板的工藝設(shè)計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)的計算92.4 精餾塔工藝尺寸的計算和塔板主要工藝尺寸的計算122.4.1 氣液相體積流量的計算122.4.2 塔徑的計算與選擇132.4.3 溢流裝置152.4.4 堰長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)驗算212.6.1 精餾段流體力學(xué)驗算212.6.2 提餾段流體力學(xué)驗算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252.7.2 提餾段霧沫夾帶線262.7.3 精餾段液泛線262.7.4 精餾段液泛線272.7.5 液相負(fù)荷上限線272.7.6 漏液線282.7.7 液相負(fù)荷下限線282.8 浮閥塔設(shè)計計算結(jié)果匯總?cè)缦?93 塔的附屬設(shè)備設(shè)計和選用303.1 儲槽，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333.1.3 塔頂產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計343.1.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器的設(shè)計343.2 再沸器的設(shè)計（塔底間壁式蒸汽加熱）35操作條件:36設(shè)計內(nèi)容:363.3 冷凝器的設(shè)計（塔頂全凝器）383.3.1 操作條件383.3.2 設(shè)計內(nèi)容384 設(shè)計過程的評述和討論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)符號說明45致謝47 - II -化工原理課程設(shè)計浮閥精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書(1) 設(shè)計題目：32000t/年苯甲苯混合液的浮閥精餾塔工藝設(shè)計 試設(shè)計一座苯甲苯連續(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、每年實際生產(chǎn)天數(shù) 330天（一年中有一個月檢修）塔頂及塔釜產(chǎn)品均冷卻至30儲存塔板類型 浮閥塔（四）廠 址 廠 址為江西九江地區(qū)（大氣壓為760mmHg）（五）設(shè)計任務(wù)完成精餾塔工藝設(shè)計，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，有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計和選用，繪制帶控制點工藝流程圖，塔板結(jié)構(gòu)簡圖和塔板負(fù)荷性能圖，編制設(shè)計說明書。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。精餾過程在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是一種板式塔，用于氣液傳質(zhì)過程中。浮閥的閥片可以浮動，隨著氣體負(fù)荷的變化而調(diào)節(jié)其開啟度，因此，浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負(fù)荷時，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。浮閥塔有活動泡罩、圓盤浮閥、重盤浮閥和條形浮閥四種形式。浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低，合理的設(shè)計能滿足要求的操作彈性，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)計方案的選擇和論證1.1 設(shè)計流程本設(shè)計任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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)冷卻后送至儲罐。1.2 設(shè)計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，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 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，流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，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時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設(shè)計出塔的各項參數(shù)及其附屬設(shè)備的參數(shù)。1.3 設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡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)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，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。在此過程中，熱能利用率很低，有時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，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，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)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點進(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)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。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 。近年來所研究開發(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。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(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。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。2 塔板的工藝設(shè)計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)逐板計算法求理論板數(shù)計算已知操作條件下，苯-甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度a=2.5 已知q=0.7 解得yq=0.5429 xq=0.3222根據(jù)工藝條件滿足R=1.5R=1.51.8777=2.8166 故精餾段操作線方程式為 對于氣液混合進(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 故提餾段操作線方程式為通過作圖可得出：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)的計算(1)操作壓力的計算塔頂?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)操作壓力通過試差計算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)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔頂液相平均密度的計算 進(jìn)料板液相平均密度的計算 精餾段的平均密度為塔底液相平均密度的計算 提餾段的平均密度(5)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 塔底液相平均表面張力的計算精餾段平均表面張力提餾段平均表面張力 (6)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，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算和塔板主要工藝尺寸的計算2.4.1 氣液相體積流量的計算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。2.4.4 堰長 取 出口堰高：本設(shè)計選用平直堰，堰上液層高度由下式計算即：，（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： 驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段：故降液管設(shè)計合理提餾段：故降液管設(shè)計合理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)計合理提餾段：取降液管的流速則：故降液管底隙高度設(shè)計合理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)計塔徑D=0.8m，故塔板采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板B浮閥數(shù)目與排列精餾段：取閥孔動能因子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個按N=59重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因子變化不大，仍在 9至13范圍內(nèi)塔板開孔率提餾段：取閥孔動能因子 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。實際孔數(shù)為：59 閥孔動能因子變化不大，仍在913的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。2.4.8 塔總體高度計算塔總體高度利用下式計算：A塔頂封頭封頭分為橢圓形，蝶形封頭等幾種本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑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個人孔，每個人孔直徑為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)計采用直管進(jìn)料管，管徑計算如下：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的熱軋無縫鋼管2.6 塔板流體力學(xué)驗算 依據(jù)2.6.1 精餾段流體力學(xué)驗算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，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計與氣體流經(jīng)塔板的壓降相的液柱高度換算成單板壓降(設(shè)計允許值)2.6.2 提餾段流體力學(xué)驗算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，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。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Hd2(HT+hw),符合防止淹塔的要求2.6.4 霧沫夾帶精餾段:泛點率的計算時間可用式：塔板上液體流程長度塔板上液流面積 取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率為 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。提餾段泛點率的計算時間可用式：塔板上液體流程長度塔板上液流面積取物性系數(shù)K值，K=1.0,取泛點負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率為為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。2.7 塔板負(fù)荷性能圖2.7.1 精餾段霧沫夾帶線按泛點率=80%計上式整理得：2.7.2 提餾段霧沫夾帶線按泛點率=80%計上式整理得： 2.7.3精餾段液泛線 (HT+hw)=由此確定液泛線方程：(HT+hw)= +（ 1+）【 =0.5(0.45+0.05769) 化簡整理得： 00010.0030.0040.0070.74850.65640.61140.46532.7.3 精餾段液泛線(HT+hw)=由此確定液泛線方程：(HT+hw)= + +（ 1+） =0.5(0.45+0.05191) 化簡整理得： 00010.0030.0040.0070.68830.60920.57170.45292.7.4 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管內(nèi)停留時間不低于5s，液體在降液管內(nèi)的停留時間以5s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則2.7.5 漏液線對于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)荷下限線對于平直堰，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，該線為與液相流量無關(guān)的直線將以上五條線標(biāo)繪在同一VsLs直角坐標(biāo)系中，畫出塔板的操作負(fù)荷性能圖。將設(shè)計點（Ls，Vs）標(biāo)繪在圖中，如P點所示，由原點O及P作操作線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P（設(shè)計點）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)計計算結(jié)果匯總?cè)缦滦蛱栱椖繂挝挥嬎憬Y(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)個個595910閥孔氣速m/s7.375.63711閥孔動能因數(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)計和選用3.1.1儲槽，高位槽，原料泵位置為確定高位槽的高度，應(yīng)對輸送系統(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、閥門局部阻力對進(jìn)料管取，設(shè)3-2處管長為6m，有兩個彎頭，又因為 因為2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。儲槽容量的計算，按泵每天工作3h，儲槽容量按加滿一次可工作10天來計算而儲槽的容積為： 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 兩截面處靜壓頭差 兩截面處動壓頭差 直管阻力，管件、閥門局部阻力 對進(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。管長為12m，有兩個彎頭，在原料液內(nèi)的液面與進(jìn)料口建立機(jī)械能衡算： 又因為 故原料泵的壓頭為14.19m2.8.2 原料預(yù)熱器的設(shè)計進(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 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，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 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，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對于逆流： 故冷凝器冷凝面積：2.9 再沸器的設(shè)計（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小時連續(xù)運(yùn)行。D允許壓降：設(shè)計內(nèi)容:A確定流體流動方向:水蒸氣走管程，苯走殼程。B計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（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。計算熱負(fù)荷 由平衡曲線得計算有效平均溫度差估算換熱面積根據(jù)經(jīng)驗值，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： 總管長為：若選用3m長的單程管，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（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小時連續(xù)運(yùn)行。D允許壓降：2.10.2 設(shè)計內(nèi)容A確定流體流動方向本設(shè)計中苯為熱流體，水為冷流體，為使苯通過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。計算熱負(fù)荷計算有效平均溫度差估算換熱面積根據(jù)經(jīng)驗值，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： 總管長為：若選用4.5m長的雙程管，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)計過程的評述和討論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)用中最低所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計中,一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算,而是根據(jù)經(jīng)驗選取。通常,操作回流比可取最小回流比的1.1-2倍。我計算的回流比為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,概括起來有物性性質(zhì)、塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個方面。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)驗數(shù)據(jù)。因此.我通過經(jīng)驗數(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)對精餾過程減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，確保過程能耗為最低。3.4 精餾塔的操作和調(diào)節(jié)對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)計歷時兩周，是我學(xué)習(xí)化工原理以來第一次獨立的課程設(shè)計?；ぴ碚n程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊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，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；理解計算機(jī)輔助設(shè)計過程，利用編程使計算效率提高。在設(shè)計過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，從開始的一頭霧水，到同學(xué)討論，再進(jìn)行整個流程的計算，再到對工業(yè)材料上的選取論證和后期的程序的編寫以及流程圖的繪制等過程的培養(yǎng)，我真切感受到了理論與實踐相結(jié)合中的種種困難，也體會到了利用所學(xué)的有限的理論知識去解決實際中各種問題的不易。我們從中也明白了學(xué)無止境的道理，在我們所查找到的很多參考書中，很多的知識是我們從來沒有接觸到的，我們對事物的了解還僅限于皮毛，所學(xué)的知識結(jié)構(gòu)還很不完善，我們對設(shè)計對象的理解還僅限于書本上，對實際當(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。在實際計算過程中，我還發(fā)現(xiàn)由于沒有及時將所得結(jié)果總結(jié)，以致在后面的計算中不停地來回翻查數(shù)據(jù)，這會浪費(fèi)了大量時間。在一些應(yīng)用問題上，我直接套用了書上的公式或過程，并沒有徹底了解各個公式的出處及用途，對于一些工業(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)實應(yīng)用。因此，一些計算數(shù)據(jù)有時并不是十分準(zhǔn)確的，只是擁有一個正確的范圍及趨勢，而并沒有更細(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。如果有更充分的時間，我想可以進(jìn)一步再完善一下的。通過本次課程設(shè)計的訓(xùn)練，讓我對自己的專業(yè)有了更加感性和理性的認(rèn)識，這對我們的繼續(xù)學(xué)習(xí)是一個很好的指導(dǎo)方向，我們了解了工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握了化工設(shè)計的主要程序和方法，增強(qiáng)了分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設(shè)計，還使我們樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是、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)計能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)求實的科學(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）. . 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. 化學(xué)工業(yè)出版社 . 2006 . 3 聶清德. 化工設(shè)備設(shè)計. 化學(xué)工業(yè)出版社. 1991.4 陳常貴、柴誠敬、姚玉英. 化工原理（下冊） 天津.天津大學(xué)出版社 .2002.38. 901115 鄭津津、董其伍、桑芝富. 過程設(shè)備設(shè)計. 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（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. 化工過程及設(shè)備設(shè)計. 北京. 化學(xué)工業(yè)出版社. 2003. 8 時鈞、汪家鼎. 化學(xué)工程手冊. 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（無機(jī)卷）. 北京. 化學(xué)工業(yè)出版社. 2002. 127. 10 化工設(shè)備設(shè)計全書編輯委員. 塔設(shè)備設(shè)計. 上?？茖W(xué)技術(shù)出版社. 199811 羅傳義、時景榮. VBA程序設(shè)計. 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. 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