(完整版)年產(chǎn)7萬(wàn)噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì).doc

1、年產(chǎn) 7 萬(wàn)噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)The Refining Process Designof Epoxy-cyclohexane on 70 kta目錄摘要 .Abstrac .引言 .第一章緒論 .1.1環(huán)氧環(huán)己烷 .1.2環(huán)氧環(huán)己烷的合成 .1.3環(huán)氧環(huán)己烷的精餾分離 .1.4環(huán)氧環(huán)己烷精制工藝的國(guó)內(nèi)外研究現(xiàn)狀 . .第二章設(shè)計(jì)方案 .2.1設(shè)計(jì)方案 .2.2工藝的選用 .第三章精制工段工藝設(shè)計(jì) .3.1設(shè)計(jì)條件 .3.2精餾塔的設(shè)計(jì) .3.2.1精餾塔的物料衡算 .3.2.2塔板數(shù)的確定 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽3.2.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 . .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽3.2

2、.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .3.2.5塔板主要工藝尺寸計(jì)算 .3.2.6塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 .3.2.7塔板負(fù)荷性能 .3.3附屬設(shè)備的設(shè)計(jì) .3.3.1全凝器的設(shè)計(jì) .3.3.2再沸器的設(shè)計(jì) .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽3.3.3原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì) .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽3.3.4法蘭的設(shè)計(jì) .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽3.3.5接管的計(jì)算與選擇 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽第 4 章自動(dòng)控制系統(tǒng) .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽4.1自動(dòng)控制概述及要求 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽4.2自動(dòng)控制設(shè)計(jì) .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽第 5 章廠區(qū)布置 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽5.1概述 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽5.2布置原則及方法 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽結(jié)論 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)

3、簽致謝 .錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽參考文獻(xiàn).錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽?zāi)戤a(chǎn) 7 萬(wàn)噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)摘要： 環(huán)氧環(huán)己烷是一種重要的有機(jī)合成中間體，本文設(shè)計(jì)了一個(gè)常壓浮閥精餾塔，分離含環(huán)己烯 0.40（以下皆為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的環(huán)己烯 環(huán)氧環(huán)己烷混合液，其中環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量為 70000t 年，最終獲得 0.985 的塔頂產(chǎn)品環(huán)己烯和 0.98 的塔釜產(chǎn)品環(huán)氧環(huán)己烷。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流，塔釜采用間接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)通過(guò)翻閱大量的資料進(jìn)行物性數(shù)據(jù)處理、塔板計(jì)算、結(jié)構(gòu)計(jì)算、流體力學(xué)計(jì)算以及計(jì)算接管壁厚。此外，還對(duì)一些輔助設(shè)備進(jìn)行了設(shè)計(jì)，包括全凝器、再沸器和原料預(yù)熱器，對(duì)本設(shè)計(jì)中需要的自動(dòng)控制系統(tǒng)也有簡(jiǎn)單的

4、介紹。在設(shè)計(jì)中，精餾塔塔徑為1.5m，有效高度為 11.1m，塔板采用分塊式塔板和單溢流弓形降液管，板間距為 0.45m。關(guān)鍵詞： 環(huán)氧環(huán)己烷；環(huán)己烯；浮閥精餾塔；精制The Refining Process Design of Epoxy-cyclohexane on70 ktaAbstrac：Epoxy-cyclohexaneisimportantorganicsyntheticintermediates,and this paper designed a float valve distillation column of atmospheric pressure to separate

5、 cyclohexene-epoxy-cyclohexanemixture with cyclohexene containing 0.40 （ mass fraction,so as follows ） .Cyclohexene 0.985 wasobtained at the top and 0.98 the bottoms product epoxy cyclohexane.The production of epoxy cyclohexane is 70kta.The bubble point feed, the bubble point back-flow were used,and

6、 the towerreactor employs indirect steam this design.In addition,some of the auxiliary equipment, including the whole condenser, reboiler and rawmaterial preheater were designed in this paper.The necessaryautomatic control system are simply introduced.The rectifying tower diameter is 1.5 m,and its e

7、ffective column;refine引言1,2-環(huán)氧環(huán)己烷又名環(huán)氧環(huán)己烷，是一種帶香味的無(wú)色或淡黃色液體。由于環(huán)氧環(huán)己烷分子結(jié)構(gòu)中存在十分活潑的環(huán)氧基，使其能與胺、酚、醇、羧酸等反應(yīng)生成一系列高附加值的化合物。環(huán)氧環(huán)己烷的用途很廣，可作為中間體用于制備農(nóng)藥克螨特，己二酸、尼龍66、環(huán)氧類(lèi)涂料、橡膠促進(jìn)劑、燃料等化工產(chǎn)品也是一種應(yīng)用領(lǐng)域非常廣泛的有機(jī)溶劑，為此，研究開(kāi)發(fā)經(jīng)濟(jì)適用的高純環(huán)氧環(huán)己烷的生產(chǎn)技術(shù)具有重要意義。環(huán)氧環(huán)己烷是一種熱敏性物料，其精餾分離常采用常壓蒸餾。常壓蒸餾用于熱敏性物料的分離，對(duì)溫度要格外注意，因此對(duì)熱敏性物料的精餾分離應(yīng)特別注意塔釜溫度的控制。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過(guò)程

8、創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強(qiáng)、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時(shí)間、接觸空間和接觸面積，以達(dá)到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果。本設(shè)計(jì)通過(guò)使用熱量衡算、物料衡算等方法，對(duì)操作壓力、溫度、塔板數(shù)、所用塔的個(gè)數(shù)進(jìn)行計(jì)算，設(shè)計(jì)出所用的洗液的濃度和用量、以及副產(chǎn)物的合理循環(huán)利用等，以得到高質(zhì)量的環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)品。第一章緒論1.1 環(huán)氧環(huán)己烷1,2-環(huán)氧環(huán)己烷又名環(huán)氧環(huán)己烷，是一種帶香味的無(wú)色或淡黃色液體。 熔點(diǎn) -40，沸點(diǎn) 130132，閃點(diǎn) 27。 相對(duì)密度（204）0.966，不溶于水，能與乙醇、丙酮、醚等揮發(fā)物質(zhì)相溶；易燃、易揮發(fā)、無(wú)腐蝕性。由于

9、1,2-環(huán)氧環(huán)己烷分子結(jié)構(gòu)中存在十分活潑的環(huán)氧基，使其能與胺、酚、醇、羧酸等反應(yīng)生成一系列高附加值的化合物。1,2-環(huán)氧環(huán)己烷的用途很廣，可作為中間體用于制備農(nóng)藥克螨特，己二酸、尼龍66、環(huán)氧類(lèi)涂料、橡膠促進(jìn)劑、燃料等化工產(chǎn)品也是一種應(yīng)用領(lǐng)域非常廣泛的有機(jī)溶劑。1.2 環(huán)氧環(huán)己烷的合成1,2-環(huán)氧環(huán)己烷可從輕質(zhì)油中分離，也可經(jīng)過(guò)化學(xué)方法合成。含環(huán)氧環(huán)己烷的輕質(zhì)油來(lái)源于環(huán)己烷氧化制環(huán)己酮的少量副產(chǎn)物，其產(chǎn)量受限于環(huán)己酮的產(chǎn)量，而且產(chǎn)品的純度較低。因此，化學(xué)合成法是生產(chǎn)環(huán)氧環(huán)己烷的主要方法。目前其合成方法有氯醇法、空氣催化環(huán)氧化法、以過(guò)氧化物為氧源的催化環(huán)氧化法是環(huán)氧化物傳統(tǒng)的合成方法。氯醇法、過(guò)

10、酸法本身存在著選擇性不高、設(shè)備腐蝕嚴(yán)重、反應(yīng)工藝復(fù)雜等缺點(diǎn)，而空氣催化環(huán)氧化法一般只適用于低級(jí)烯烴。1983 年 Venturello 等研究開(kāi)發(fā)了雜多離子PTCH 2O2 復(fù)合催化體系應(yīng)用于烯烴的環(huán)氧化，此方法具有工藝簡(jiǎn)單、催化活性及選擇性高、綠色化及易于工業(yè)化等優(yōu)點(diǎn)。在工藝路線設(shè)計(jì)及催化劑的選擇上采用以過(guò)氧化氫為氧源，在溫和的條件下由環(huán)己烯催化環(huán)氧化直接合成環(huán)氧環(huán)己烷。1.3 環(huán)氧環(huán)己烷的精餾分離環(huán)氧環(huán)己烷是一種熱敏性物料，對(duì)溫度十分敏感，受熱到一定程度會(huì)發(fā)生分解、聚合或者其他的化學(xué)反應(yīng)，即日常生活中所說(shuō)的變質(zhì)。熱敏問(wèn)題在醫(yī)藥、食品、香料、石油煉制等工業(yè)生產(chǎn)過(guò)程比較常見(jiàn)，是生產(chǎn)中要予以考慮

11、的重要問(wèn)題。同時(shí)，熱敏性物料的分離和精制是精餾技術(shù)應(yīng)用領(lǐng)域中的重要技術(shù)課題之一。關(guān)于熱敏性物料的分離，有很多種方法，常見(jiàn)的有精餾、溶劑萃取、膜分離等技術(shù)。就精餾方法而言，常壓蒸餾用于熱敏性物料的分離，對(duì)溫度要格外注意，溫度過(guò)高不僅物料會(huì)發(fā)生變質(zhì)，分離塔也會(huì)發(fā)生一定程度的結(jié)焦現(xiàn)象，使塔的洗滌造成困難。因此對(duì)熱敏性物料的精餾分離應(yīng)特別注意塔釜溫度的控制，避免以上情況的發(fā)生。根據(jù)由 Hickman 和 Embree 等人提出，并由 R.W.king 發(fā)展的物料穩(wěn)定性指數(shù)理論可知，影響熱敏性物料是否發(fā)生熱敏反應(yīng)的關(guān)鍵因素有兩個(gè)：一是物料的飽和蒸汽壓，二是分離物料在熱危險(xiǎn)區(qū)的停留時(shí)間，其中飽和蒸汽壓主要

12、和加熱溫度有關(guān)?；诖死碚?，工業(yè)上對(duì)熱敏性物料的分離主要采用以下兩種方法：（ 1）采用減壓或高真空精餾，降低蒸氣壓在減壓下，純物質(zhì)的沸點(diǎn)較正常壓力下要低。減壓精餾可以降低混合物的泡點(diǎn)，從而降低分離溫度。因此可減少用于加熱的蒸汽消耗和使用較低壓力的加熱蒸汽。但真空操作對(duì)設(shè)備的密封性要求嚴(yán)格，在技術(shù)上帶來(lái)一定的困難。特別對(duì)易燃易爆物質(zhì)，當(dāng)設(shè)備內(nèi)漏入空氣時(shí)，有爆炸的危險(xiǎn)。且減壓精餾的生產(chǎn)能力低于常壓和加壓精餾設(shè)備。（ 2）改造設(shè)備結(jié)構(gòu)或流程，減少物料在高溫區(qū)的停留時(shí)間改造設(shè)備結(jié)構(gòu)或流程，主要方法包括：使用多塔連續(xù)精餾；在分離混合液中加入萃取劑：在混合液中加入重組分；循環(huán)被分離的物料等等。在實(shí)際應(yīng)用中

13、，常將減壓精餾與改造設(shè)備或流程結(jié)合起來(lái)，以達(dá)到分離的目的。環(huán)氧環(huán)己烷的分離采用常壓間歇精餾與減壓間歇精餾相結(jié)合的方法。先用常壓間歇精餾分離出大部分環(huán)氧環(huán)己烷，再用減壓間歇精餾分離出常壓塔處理剩余的環(huán)氧環(huán)己烷。間歇精餾有以下特點(diǎn)：（ 1）間歇精餾為非定態(tài)過(guò)程在精餾過(guò)程中釜液組成不斷降低。若在操作時(shí)保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過(guò)程中應(yīng)不斷加大回流比。為達(dá)到預(yù)定的要求，實(shí)際操作可以靈活多樣。例如，在操作初期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定：但回流比過(guò)大，在經(jīng)濟(jì)上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得的餾出液不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并

14、入下一批原料再次精餾。（ 2）全塔均為精餾段，沒(méi)有提餾段（ 3）塔頂產(chǎn)品組成隨操作方式而異間歇精餾的操作方式主要有以下兩種：其一是餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾操作，即餾出液組成保持桓定，而相應(yīng)的回流比不斷的增大；其二是回流比恒定時(shí)的間歇精餾操作，及回流比保持恒定，而對(duì)應(yīng)的餾出液組成逐漸降低。1.4 環(huán)氧環(huán)己烷精制工藝的國(guó)內(nèi)外研究現(xiàn)狀關(guān)于環(huán)氧環(huán)己烷分離提純方法主要是以環(huán)氧環(huán)己烷作為環(huán)己酮的副產(chǎn)進(jìn)行分離提純，對(duì)以環(huán)氧環(huán)己烷為合成產(chǎn)品進(jìn)行分離的文獻(xiàn)報(bào)道較少。王開(kāi)云介紹了環(huán)己酮副產(chǎn)品的輕質(zhì)油中分離得到的80環(huán)氧環(huán)己烷，用三氟化硼乙醚作催化劑，可以將其中的戊醇脫除，轉(zhuǎn)化成高沸點(diǎn)的環(huán)己二醇單戊醚，用輕胺與酮

15、醛雜質(zhì)反應(yīng)，可使之轉(zhuǎn)化成高沸點(diǎn)的肝，而易于通過(guò)精餾的方法脫除雜質(zhì)而得到高含量的環(huán)氧環(huán)己烷。較適宜的脫除戊醇的反應(yīng)條件為：催化劑三氟化硼乙醚用量為總原料量0.2 0.5，反應(yīng)時(shí)間為12h，反應(yīng)溫度為3055。較適宜的脫除酮醛的反應(yīng)條件為：經(jīng)胺與酮醛比為2:14:1，反應(yīng)溫度3055，環(huán)氧環(huán)己烷純度98，反應(yīng)收率 80。岳陽(yáng)石化唐前中等先將輕質(zhì)油進(jìn)行常壓預(yù)蒸餾，收集128135的餾分（為環(huán)氧環(huán)己烷和正戊醇的混合物）將此餾份 54 份，另加入 46 份水，再進(jìn)行常壓蒸餾，收集（ 905）的餾分即為粗環(huán)氧環(huán)己烷，將粗環(huán)氧環(huán)己烷的有機(jī)含量作為 50 份，加入甲醇或乙醇 25 份（也可兌一半的水）使之與環(huán)

16、氧環(huán)己烷形成共沸物進(jìn)行常壓蒸餾，收集130132的餾分即為精環(huán)氧環(huán)己烷，其純度可達(dá)95，整個(gè)工藝的回收率大于70。Nakahigashi等也曾在1975年提出一種回收環(huán)氧環(huán)己烷的方法。他們是先將輕質(zhì)油進(jìn)行減壓蒸餾，在13.2kPa壓力下收集65.77的餾分（其中含環(huán)氧環(huán)己烷36.2），再往此餾分中加入10的NaOH水溶液，于 98100回流lh，將其中的戊醛、己醛、環(huán)戊酮等低沸物轉(zhuǎn)化成高沸物，接著用水洗滌以除去其中的堿，最后進(jìn)行減壓蒸餾，即可獲得純度達(dá) 94.7的環(huán)氧環(huán)己烷，收率為69.7。日本 Tahara 等曾在 1974 年提出一種回收環(huán)氧環(huán)己烷的方法。他們是先將輕質(zhì)油進(jìn)行蒸餾處理，收集

17、含環(huán)氧環(huán)己烷、丁醇、戊醛、環(huán)戊酮的餾分（其中含環(huán)氧環(huán)己烷37.9），再往此餾分中加入氨水進(jìn)行攪拌，靜置分層后取出含環(huán)氧環(huán)己烷和丁醇的有機(jī)層。然后將此其在13.2kPa 壓力下進(jìn)行減壓蒸餾，收集4486的餾分，即得到81的環(huán)氧環(huán)己烷。第二章設(shè)計(jì)方案2.1 設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離環(huán)己烯環(huán)氧環(huán)己烷混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)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)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，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。2.2 工藝的選用雙氧水

18、催化氧化環(huán)己烯制備環(huán)氧環(huán)己烷過(guò)程中所得到的產(chǎn)物是一種含有多組分的混合物，環(huán)氧環(huán)己烷需要通過(guò)分離達(dá)到一定純度后方可被利用。本設(shè)計(jì)著力于目的產(chǎn)物環(huán)氧環(huán)己烷的分離與精制，利用精餾分離使環(huán)氧環(huán)己烷的純度達(dá)到工業(yè)應(yīng)用所需要的純度，并對(duì)分離過(guò)程中得到的環(huán)己烯加以回收利用，確定精餾操作最佳工藝參數(shù)，為工業(yè)放大生產(chǎn)提供理論依據(jù)。塔頂塔底圖 2.1環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝流程圖第三章精制工段工藝設(shè)計(jì)3.1 設(shè)計(jì)條件原料為含環(huán)氧環(huán)己烷40（質(zhì)量分?jǐn)?shù)混合物，環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量70000 噸年。塔頂環(huán)己烯產(chǎn)品濃度： 98.5塔底釜液含環(huán)氧環(huán)己烷不低于98操作條件：精餾塔的塔頂壓力進(jìn)料狀態(tài)回流比全塔效率加熱蒸汽壓力飽和水蒸汽

19、壓力設(shè)備形式設(shè)備工作日,下同）的環(huán)己烯 環(huán)氧環(huán)己烷4 kPa（表壓）泡點(diǎn)進(jìn)料1.5Rmin52101.33kpa0.25Mpa（表壓）浮閥塔300 天3.2 精餾塔的設(shè)計(jì)3.2.1 精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率環(huán)己烯的摩爾質(zhì)量M A=82.15kgkmol環(huán)氧環(huán)己烷的摩爾質(zhì)量M B=98.14kgkmolx F0.4 / 82.150.4 / 82.150.4430.6/ 98.14x D0.985/ 82.150.985/ 82.150.9870.015/ 98.14x W0.02 / 82.150.02 / 82.150.0240.98 / 98.14原料液及塔頂、塔底

20、產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量M F0.44382.150.55798.1491.056kg/kmolM D0.98782.150.01398.1482.358kg/kmolM W0.02482.150.97698.1497.756kg/kmol物料衡算環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量 =99.454kmol = 1.5 1.11=1.66 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=R D=1.66 76.49=126.97（ kmol=（97.756+86.947）2=92.352（kgkmol）M Ln =（ 98.012+91.088） 2=94.550（kgkmol）平均密度氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段Vm =109.

21、88 84.6523.06（kgm3）8.31492.45273.15提餾段Vn=118.98 92.3523.50（kgm3）8.314104.04273.15液相平均密度內(nèi)插關(guān)系式：液相混合物密度：其中，、 分別為環(huán)己烯（A ），環(huán)氧環(huán)己烷（B）組分的質(zhì)量分率， 、 分別為 A，B 純組分的密度?？筛鶕?jù)塔頂、塔釜、加料板的質(zhì)量分率及各純組分的密度求得三處混合液的密度同時(shí)可計(jì)算三段的平均溫度表 3.3各組分的液相密度與溫度的關(guān)系溫度（）環(huán)己烯（ kgm3 ）環(huán)氧環(huán)己烷（ kgm3 ）80616.0648.190605.5638.9100594.8629.5110583.7620.012057

22、2.2610.2dA下上下（tt下）616605.5616 (86.86 80)608.7971010dB下上10下 ( tt 下 )648.1 638.9 648.1 (86.8680) 641.7910L D m0.9871609.204kg / m 30.013641.79608.797塔底液相平均密度加料板液相平均密度=615.605精餾段平均密度提餾段平均密度液相平均表面張力內(nèi)插關(guān)系式：混合物表面張力：表 3.4各組分的表面張力與溫度的關(guān)系溫度（）環(huán)己烯（）環(huán)氧環(huán)己烷（）8014.9217.009013.8515.9910012.8014.9911011.7614.0012010.7

23、313.02塔頂平均表面張力：上下dA下10上下dA下10( tt 下 )14.92 13.85 14.92 (86.8680) 14.18mN/m10( tt 下 )15.991716.31mN/m17(86.86 80)10=0.987 14.18+0.013 16.31=14.21mNm進(jìn)料板平均表面張力：=14.22mNm塔底平均表面張力：mNm精餾段平均表面張力：=14.22mNm提餾段平均表面張力：mNm液相平均粘度混合液體粘度logx A logA(1x A ) logB（ dw）2= +表 3.5各組分的粘度與溫度的關(guān)系溫度（）環(huán)己烯（）環(huán)氧環(huán)己烷（）800.2170.2779

24、00.1990.2551000.1840.2351100.1720.2171200.1610.202查表 3.5 并根據(jù)公式計(jì)算進(jìn)料板物料平均粘度：A下上下0.1990.1840.199 (98.0490)0.1869mPa s1010B下上下0.2250.2350.255 (98.0490)0.2089mPa s1010logx A log A(1x A ) logB0.443log 0.1869 (1 0.443)log 0.2089-0.7015mPa s得塔頂物料平均粘度 =0.205塔底物料平均粘度 =0.215精餾段物料平均粘度 =0.202提餾段物料平均粘度0.207全塔物料平均

25、粘度L （0.2 0 5 0.2 1）5/20.210根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)法：（）0.245（）0.2450.52E T 0.49L0.49 2.960.210故假設(shè)成立，總板效率3.2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算查史密斯關(guān)聯(lián)圖的方法是分別由精餾段和提餾段的參數(shù)得史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo) A（精）和 A（提），以及曲線值B,獲得 C20 值。板間距是由塔徑來(lái)選用的，在未知塔徑的情況下，可根據(jù)進(jìn)料的情況設(shè)塔徑的范圍，查得板間距。由設(shè)定的板間距計(jì)算出塔徑后，再核實(shí)板間距是否合適，如不合適，重新設(shè)定板間距后計(jì)算塔徑。塔徑計(jì)算需要確定空塔氣速u(mài)，空塔氣速由極限空塔氣速（最大空塔氣速）乘以安全系數(shù)得到，計(jì)算空

26、塔氣速需要知道操作物系的負(fù)荷系數(shù)C ，C 值由表面張力為20dyncm 的物系負(fù)荷系數(shù)計(jì)算而得，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得。塔徑的計(jì)算最大空塔氣速計(jì)算公式：精餾段的氣、液相體積流率為V sV M Vm203.4684.6523/ s360036003.061.563 mVmL sLM Lm126.9786.92333600 Lm3600 612.4040.0050m / sC 由式子求取，其中的C20 由上圖查取，圖中橫坐標(biāo)為L(zhǎng) h1 / 20.005036001/ 2L612.404Vh1.56336003.060.0452V取板間距 H T =0.45m，板上液層高度 hL =0.05m，則得 H

27、 T ）查圖得 C20=0.1150 .20. 2C C20Lm 0.11514.280.02200.1075u max CL V0.1075612.404 3.063.1.517m / sV06取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.6 1.517=0.910ms4Vs41.563D1.479mu0.910塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： D=1.5m塔截面積為：A TD 21.521.77 m 244實(shí)際空塔氣速為：提餾段的氣、液相體積流率為VsV M3600L ML s3600VnVnL n Ln203.4692.3521.491 m3 / s36003.50302.36594

28、.5500.012 39/ sm3600617.316C 由式子求取，其中的C20 由上圖查取，圖中橫坐標(biāo)為L(zhǎng) h1/ 20.012936001/ 2L617.316V h1.49136000.1149V3.50取板間距 H T =0.45m，板上液層高度 hL =0.05m，則HT）查圖得 C20=0.1150 .20. 2C C20Lm 14.080.1150.10720.0220u max CL V 0.1072617.316 3.501.420m / sV 3.50取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.6 1.420=0.850msD4Vs4 1.4911.493

29、mu0.852塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.5m塔截面積為：A TD 21.521.77m 244實(shí)際空塔氣速為：精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z 精 =（ N 精 1） H T=（ 131） 0.45=5.4（m）提餾段有效高度為Z 提 =（ N 提 3） H T=（ 133） 0.45=4.5（m）在進(jìn)料板處及提餾段各開(kāi)1 個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為Z 有效 =（ Z 精 + Z 提 ） +0.8 2=5.4+4.5+（ 0.8 2）=11.5（m）精餾塔實(shí)際高度的計(jì)算根據(jù)要求：塔頂空間高度為（ 1.52.0） H T，則取其為 0.8m；塔底空間高度要求儲(chǔ)存

30、液量停留時(shí)間為 38min 且液面至最下層塔板 12m,故取塔底空間高度2m。另取進(jìn)料板處板間距0.8m，人孔處板間距0.8m，封頭高度 0.375m，裙座高度 2mZ 實(shí)際 =（2612）0.45+0.8 2+0.8+2+0.375+2=17.125m3.2.5 塔板主要工藝尺寸計(jì)算溢流裝置計(jì)算因塔徑 D=1.5m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng) lW溢流堰高度 hw溢流堰高度計(jì)算公式選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即近似取 E=1，則2h0 W2.84 EL3h1000l W2.8410.0050360010001.05230.0106m取板上液層高度hL=

31、0.05m，故=0.05-0.0106=0.0394（m）弓形降液管寬度W d 及截面積 Af為求降液管的寬（ W d）和降液管的面積（ Af），需查圖獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為 lwD，用 K 表示。在圖中橫坐標(biāo)為 K 處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn)I和 J，I=W dD， J=AfAT ，AT 為塔截面積。 I 、 J 為由橫坐標(biāo) K 值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。由 lwD=0.7，查得， AfAT=0.09， W dD=0.15 故f（2）W d（2）A=0.09 1.77=0.1593 m=0.

32、15 1.5=0.225m液體在降液管中的停留時(shí)間 一般不應(yīng)小于35s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中得到分離。但是對(duì)于高壓下操作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即：精餾段3600A f H T36000.1593 0.45L h0.14.34s 5s0050 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。提餾段3600A f H T3600 0.1593 0.459.19s 5sL h0.0129 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0計(jì)算公式精餾段取=0.08ms，則0.005036000.006mh011.050.0595

33、36000.08故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。提餾段取=0.20ms，則 h0.012936000.006m021.050.060036000.20故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。塔板布置設(shè)計(jì)本塔采用 F1 型浮閥，閥孔直徑 d0=39mm，閥片直徑 48mm，閥片厚2mm，最大開(kāi)度 8.5mm，靜止開(kāi)度2.5mm,閥質(zhì)量 33g。臨界閥孔氣速閥孔動(dòng)能因子1/1.825精餾段u 0K 173.15.96m / s3.061 /1.825提餾段u0K73.15.26m / s23.50閥孔氣速（ ms）：（ F0=10）每層塔板浮閥數(shù)精餾段精餾段開(kāi)孔率精餾段提餾段鼓泡區(qū)面積A a2 x R 2x 2R 2sin

34、-1 ( x )180R其中，取邊緣區(qū)寬度W c=0.06m，泡沫區(qū)寬度 W s=0.075mx1.50.075)0.45(0.062A a 2 0.45 0.69 20.4520.69 2sin -1 ( 0.45 ) 1.147m 21800.69浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.08m，則可按下式估算排間距精餾段提餾段由于塔徑較大，應(yīng)采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故排間距應(yīng)小于計(jì)算值，故取。重新計(jì)算閥數(shù)，又，精餾段提餾段動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在812 范圍內(nèi)，開(kāi)孔率3.2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降根據(jù)計(jì)算塔板壓降求干

35、板阻力，臨界孔速：精餾段提餾段閥孔氣速：精餾段提餾段因?yàn)?，則 hc 可按計(jì)算，即0.1755.480.175精餾段 hc119.9 u019.90.0439m提餾段L612.404板上充氣液層阻力h1可取充氣系數(shù) =0.5。h10h L0.5 0.050.025m克服表面張力所造成的阻力因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋壕s段：h phch10.0 4 3 90.0 2 5 0.0 6 8m9單板壓降pph p L g0.0689612.4049.81414Pa ?700Pa提餾段：h phch10.0 4 3 20.0 2 5 0.0

36、6 8m2單板壓降pph p L g0.0682617.3169.81413Pa ?700Pa液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度。氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段 提餾段液體通過(guò)降液管的壓頭損失hd，因不設(shè)進(jìn)口堰，故22精餾段hd0.153Lh0.00500.1531.050.0 0 2 7m2l w h 00.035722提餾段hd0.153Lh0.01290.1531.050.0 1 6 7m8l w h 00.0371板上液層高度，取hL=0.05m精餾段H d=）提餾段H d=）取 =0.5，則精餾段H Th w0.50.450.03940.2447m提餾段H

37、Th w0.50.450.02460.2373m可見(jiàn) ,符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶當(dāng)氣體上升時(shí)霧沫夾帶量時(shí)，泛點(diǎn)率應(yīng)小于80。VsV1.36LhZ LLV100%，F(xiàn)1KC FA b其中，為泛點(diǎn)率且應(yīng)小于80，為降液管寬（m），為板上液體流徑長(zhǎng)（ m），為塔截面積（），為板上液流面積（），為弓形降液管截面積（）， D 為塔徑（ m），為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)且查圖得，K 為物性系數(shù)且查表（正常系統(tǒng)取1）。板上液體流徑長(zhǎng)度Z L （m）： Z L=1.05板上液流面積 Ab（）： Ab=1.4514VsV1.36L hZ L根據(jù)LV100% 計(jì)算泛點(diǎn)率：F1KC F A b精餾段VsV1.36LhZ L

38、LV100%F1KC F A b1.5643.061.360.00501.053.06612.404100%44.51%1.00.1261.4514提餾段VsV1.36Lh ZLF2LV100%KC FA b1.5643.501.360.01291.05617.3163.50100%54.65%1.00.1261.4514又有精餾段VsVF1LV100%0.78KC FA T1.5643.06612.4043.06100%42.33%0.781.00.1261.77提餾段VVsLVF1100%0.78KC FA T1.4913.50617.3163.50100%52.48%0.78 1.00.126 1.77計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80% 以下，故可知霧沫夾帶能滿足0.1kg 液 kg汽的要求。漏液驗(yàn)算，取F0=5精餾段 ?5.56提餾段?5.303.2.7 塔板負(fù)荷性能霧沫夾帶