苯-甲苯浮閥塔精餾課程設(shè)計.doc

1、浮閥精餾塔工藝設(shè)計任務(wù)書1 工藝要求與數(shù)據(jù)(1）料液為苯-甲苯混合液（常溫），含苯55%（質(zhì)量分數(shù)）（2)XD=98。5 % XW=1。5(摩爾分數(shù)）（3）進料量:4000kg/h2 設(shè)計條件（1）連續(xù)常壓操作、中間加料、泡點回流（2）泡點進料（3)設(shè)塔頂冷凝用水進口溫度為20（4）全塔熱損失為塔釜熱負荷的7%3 設(shè)計內(nèi)容（1） 精餾流程設(shè)計及論證（2） 工藝計算（3） 塔盤設(shè)計(精餾段、提餾段各選一塊）（4） 精餾段、提餾段流體力學條件校核（5） 主要輔助設(shè)備的選型(再沸器、冷凝器)（6） 控制系統(tǒng)、節(jié)能措施、工藝調(diào)整、故障處理、廢液處理的方案4 設(shè)計成果（1） 設(shè)計說明書（含評價與體會）（

2、2） 設(shè)計圖紙（畫在設(shè)計說明書中：流程圖、txy圖、作圖法求理論塔板數(shù)、負荷性能圖2張）、(畫在圖紙上:塔盤布置圖1張、浮閥塔工藝條件圖1張） 目 錄第一章 設(shè)計方案的選擇和論證51、設(shè)計流程52、設(shè)計要求63、設(shè)計思路64、相關(guān)符號說明7第二章 塔的工藝計算91、基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)92、塔的工藝計算103、逐板計算法求理論板數(shù)計算114、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算125、精餾塔的工藝尺寸的計算166、塔板流體力學校核237、塔板負荷性能圖278、設(shè)計結(jié)果一覽表319、輔助設(shè)備的選型3310、塔附件設(shè)計計算34第三章 設(shè)計過程的評述和討論391、回流比的選擇392、塔高和塔徑403、進料狀

3、況的影響404、熱量衡算和節(jié)能405、精餾塔的操作和調(diào)節(jié)41第一章 設(shè)計方案的選擇和論證1、設(shè)計流程泡點進料，將原料液通過預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。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐.2、設(shè)計要求生產(chǎn)能力大， 效率高,流體阻力小 ，有一定的操作彈性，  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3、設(shè)計思路塔板工藝計算流體力學驗算塔負荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計算圖12 設(shè)計思路流程圖本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式

4、、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選R=1。7Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。4、相關(guān)符號說明Aa塔板開孔區(qū)面積,m2； Af-降液管截面積，m2；A0篩孔總面積,m2; AT-塔截面積,m2；c0流量系數(shù)，無因次； C計算umax時的負荷系數(shù)，m/sCS氣相負荷因子,m/s； d-填料直徑，md0篩孔直徑，m； D-塔徑,m；ev液體夾帶量,kg（液）/kg(氣）； ET-總板效率,無因次；F-氣相動能因子,kg1/2/(s·m1/2); F0- 篩孔氣相動能因子,kg1/2/（s·m1/2） ；g重力加速度，9。81m/ s2； h-填料層分段高度,m;h1進口

5、堰與降液管間的水平距離，m； hc 與干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；hd與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐?；hf 塔板上鼓泡層高度,m；h1與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m； hL- 板上清液層高度,m;h0降液管的底隙高度,m； hOW堰上液層高度,m；hW出口堰高度,m； h,W進口堰高度,m；h與阻力表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?；H板式塔高度，m；Hd降液管內(nèi)清液層高度,m； HD塔頂空間高度,m；HF進料板處塔板間距，m； HP人孔處塔板間距,m;HT塔板間距，m； LW堰長，m；Lh 液體體積流量，m3/h; Ls 液體體積流量,m3/s;NT理論板層數(shù)； P操作壓力,Pa；P壓力降

6、,Pa; PP氣體通過每層篩板的降壓，Pa；t篩孔的中心距,m； u-空塔氣速,m/s;u0-氣體通過篩孔的速度，m/s； u0， min漏液點氣速,m/s；u0液體通過降液管底隙的速度,m/s； Vh氣體體積流量，m3/h；Vs氣體體積流量,m3/s； Ls液體質(zhì)量流量,kg/s;vs-氣體質(zhì)量流量,kg/s； Wc-邊緣無效區(qū)寬度，m；Wd弓形降液管寬度，m； Ws泡沫區(qū)寬度，m;x液相摩爾分數(shù)； X液相摩爾比;y氣相摩爾分數(shù); Y氣相摩爾分比；Z板式塔的有效高度，m； uF 泛點氣速，m/s；下標max最大的； min-最小的；L液相的； V氣相的液體在降液管內(nèi)停留時間,s;粘度,mPa

7、·s； -開孔率或孔流系數(shù)，無因次;表面張力,N/m； 密度,kg/m3；第二章 塔板的工藝設(shè)計1、基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 表1-1 苯、甲苯的粘度溫度020406080100120苯0。6380.4850。3810。3080.2550。215甲苯0.7580.580。4590。3730.3110。2640.228 表12 苯、甲苯的密度溫度020406080100120苯-877.4857。3836.6815。0792。5767.9甲苯885。6867。0848.2829。3810。0790。3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面張力溫度020406080100120苯 31.6028。80

8、26.2523.7421.2718.8516.49甲苯30。8928.5426。2223.9421。6919.4917。34 表1-4 苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度050100150苯 72。789。7104.8118。1甲苯93。3113。3131。0146.6 表15 苯、甲苯的汽化潛熱溫度20406080100120苯 431。1420.0407。7394。1379.3363.2甲苯 412。7402。1391.0379.4367。1354.2 表1-6 苯、甲苯兩組分平衡與溫度的關(guān)系（760mmHg） 笨的摩爾分數(shù) 溫度 液相 氣相 0 0110。6 8.8 21.2106.1 20.0

9、 37.0102。2 30。0 50。098.6 39。7 61.895。2 48.9 71.092.1 59.2 78。989.4 70.0 85.386.8 80。3 91.484.4 90。3 95.782.3 95。0 97.981.2 100。0 100。080。2苯的沸點為80.04，甲苯的沸點為110。61.在80.04-110.61間分成八段： 1-7 苯和甲苯的蒸汽壓及汽液平衡數(shù)據(jù)t80.0484.088。0 92。096.0100.0104.0108.0114。0PAo101。325113.296127。558143。686160。481179.141199.268221.

10、127232。990PBo39.98744.38550.58357。58165.64574。50983。30693。902101.300x1.0000。8230.6590.5080。3760.2560.1550。0580。000y1。0000。9220。8300。7200.5960.4530。3040.1280。0002。5342。5532。5222.4952。4452.4042。3922.3552.300求出相對揮發(fā)度的平均值：=（2。534+2。553+2。522+2。495+2.445+2.404+2.392+2.355）/8= 2.4622、塔的工藝計算(1）物料衡算： F中含苯55

11、（質(zhì)量分數(shù)） =0.592 XD=0.985 XW=0.015平均摩爾質(zhì)量：F=0.592×78.11+0。408×92。13=83。83(kg/kmol）F=4000（kg/h)=m/MF=47。72(kmol/h)而 = =0.595D=47。72×0。595=28.3934（kmol/h）W=19。3266(kmol/h）(2） 最少回流比要求泡點進料，故q=1,由：yq= Xq XF（q1）xe= XF=0。592苯甲苯為理想物系，由前得相對揮發(fā)度 =2.462，則： y= ye=0.781最小回流比Rmin：= (XDye）（XD Xe)Rmin = 1

12、。08 （此處操作回流比取最小回流比的1.7倍）R = 1.7Rmin = 1。836 故精餾段操作線方程式為y已知操作條件下，苯-甲苯混合液的平均相對揮發(fā)度a=2.462y= 對于飽和液體進料q=1，原料液進入加料板后全部進入提餾段。L=L+qF= L+F=RD+F=1。836×28.3934+47。72=99。85（kmol/h）提餾線方程3、逐板計算法求理論板數(shù)的計算由于采用全凝器泡點回流故xD=代入相平衡方程求出， 所以，所以代入相平衡方程求出=0.932，所以代入相平衡方程求出=0。885同理可得:通過上述計算可得出：有7層精餾段,7層提餾段（包括再沸器）第七層為加料板。通

13、過摩爾分數(shù),苯與甲苯氣液相平衡圖16可查出由=0.985用內(nèi)插法根據(jù)苯-甲苯二元物系的汽-液平衡組成可得苯-甲苯混合蒸汽冷凝溫度（即塔頂溫度）tD,同理可得塔底溫度: tD =80.91 tW =109。83平均溫度： 95。37 由平均溫度可在粘度表中查出:11苯的粘度甲苯的粘度0。267mpa·s0.275mpa·s = (頂 +底) / 2 = 0.271 mPa·S全塔效率 ET =0.49（)-0。245 =0.543.實際塔板數(shù) 精餾段： 塊提餾段： 塊4、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 進料板壓

14、力 精餾段平均壓力 塔底壓力 提餾段（2）溫度 塔頂 ， ， 精餾段溫度， 提餾段溫度（3)平均摩爾質(zhì)量 塔頂 =0。985×78.11+（1-0.985) ×92。13=78。83(kg/kmol)=0。964×78。11+（10。964） ×92.13=78。61(kg/kmol)進料板： =0。779×78.11+(1-0.779） ×92。13=81.21（kg/kmol)=0。589×78。11+（1-0.589) ×92。13=83。87（kg/kmol）塔 底: =0.036×78。11+（

15、1-0。036） ×92.13=91。63(kg/kmol）=0。0149×78.11+(10.0149) ×92。13=91.92(kg/kmol）=80.02（kg/kmol） =81。24（kg/kmol)=87。89（kg/kmol）=86.42(kg/kmol）(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由 ,查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算由 ，查液體在不同溫度下的密度表得 精餾段的平均密度為塔底液相平均密度的計算由，查液體在不同溫度下的

16、密度表得 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由 ，查液體表面張力共線圖得 進料板液相平均表面張力的計算由 ，查液體表面張力共線圖得： 塔底液相平均表面張力的計算由 ,查液體表面張力共線圖得： 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，即塔頂液相平均黏度的計算由 ，查氣體黏度共線圖得: 精餾段液相平均黏度的計算：由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度精餾段液相平均黏度的計算由 ，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度5、精餾塔工藝尺寸的計算（1）氣液流量計算精餾段氣液相體積流率

17、 提餾段的氣、液相體積流率（2)塔板工藝尺寸計算塔徑 空塔氣速 1。）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荷因子曲線圖查取,圖橫坐標為根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時的C：取安全系數(shù)為0。7,則空塔氣速查C20=0。083，=0.0836，=1.37取安全系數(shù)0。7，=0。959按標準塔徑圓整 塔截面積為 2。)提餾段取板間距HT=0。45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取,圖橫坐標為根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得 因物系表面張

18、力為時的C：取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速按標準塔徑圓整 。塔截面積 塔的有效高度Z精=（N精-1）×HT=12×0。45=5。4mZ提=(Z提1）×HT=11×0。45=4。95m故精餾塔的有效高度為：Z=5.4+4。95=10.35m（3)塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。1）精餾段計算堰長 取 溢流堰高度由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即：近似取E=1.0，則取板上清液層高度故弓形降液管寬度和截面積：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，即故降液管設(shè)計合理降液管底隙的

19、流速，則：故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤,深度塔板布置與浮閥數(shù)目及排列塔板的分塊，,故塔板采用分塊式；查塔板塊數(shù)表得塔極分為4塊.選用F1型重閥,閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm取閥孔動能因子F0=12孔速 浮閥數(shù) 邊緣區(qū)寬度確定取，開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算其中 故 篩孔計算及其排列。浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0。075m估算其排間距t't=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。65m按t=75mm，t=0.65m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)

20、82個按N=82重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因數(shù)F0變化不大,仍在912范圍內(nèi)塔板開孔率2)提餾段堰長lw取堰長lw=0。7×1.0=0.7出口堰高hwLh=3600=3600×0.0031=11。16/h =采用平直堰：堰上高度近似取E=1.0故：=0。070。018=0。052m降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由：查得：故Wd=0.15D=0.15×1。0=0.15mAf=0。09At=0.09×0。785×1。0=0.07065m停留時間:5s）符合要求降液管底隙高度h0 符合塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列取閥孔動能因子:F0=1

21、2孔速：浮閥數(shù)：取無效區(qū)寬度：Wc=0。05m安定區(qū)寬度： Ws=0.06m開孔區(qū)面積： 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h=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a=75mm，h=0.045m重新排列閥孔。實際孔數(shù)為： 閥孔動能因子變化不大,仍在912的合理范圍內(nèi),故此閥孔實排數(shù)適用.6、塔板流體力學校核1.)精餾段氣相通過浮閥塔板的壓力降干板阻力計算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù) ，已知板上液層高度 所以依式計算

22、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。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為換算成單板壓降（設(shè)計允許值）2.)提餾段氣相通過浮閥塔板的壓力降干板阻力計算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù),已知板上液層高度 所以依式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。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為換算成單板壓降（設(shè)計允許值)液泛1.)精餾段計算為了防止淹塔現(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氣體通

23、過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.074m液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 Hd=板上液層高度,前已選定hl=0.07m則Hd=0.074+0.07+0.00058=0。1498m取=0.5 又已選定HT=0.45m,hw=0。059m，則（HT+hw)=0.5×（0。45+0.059）=0。2545m可見Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求2.)提餾段計算為了防止淹塔現(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氣體通過塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度hp，前已算hp=0.076m液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進口堰故 H

24、d=板上液層高度，前已選定hl=0.07m則Hd=0.076+0.07+0。00014=0。146m取=0。5 又已選定HT=0.45m，hw=0.052m，則(HT+hw)=0.5×（0。45+0。052）=0.251m可見Hd(HT+hw）,符合防止淹塔的要求液沫夾帶1。）精餾段液沫夾帶按下式計算:故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)泛點率的計算時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0，取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為=48.02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)

25、果可知，其泛點率都低于80,所以能滿足的工藝的要求.2.）提餾段液沫夾帶按下式計算:故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)泛點率的計算時間可用式:和塔板上液體流程長度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0，取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為=49.5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。嚴重漏液校核當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液.7、塔板負荷性能圖（1）霧沫夾帶線1.精餾段）按泛點率=80%計上式整理得:000060

26、00121061052。提餾段）按泛點率=80計上式整理得： 0001000240.980。96(2）液泛線1.)精餾段(HT+hw）=由此確定液泛線方程：(HT+hw）= + +( 1+） 化簡整理得: 000060.00131.251.222.）提餾段（HT+hw)=由此確定液泛線方程：(HT+hw）= + +（ 1+）【 化簡整理得： 00010.00241131。09（3）液相負荷上限線 精餾段 提餾段求出上限線液體流量的值以降液管內(nèi)停留時間t=5s 則；(4)漏液線：對于F1型重閥精餾段：由可得： 提餾段:由可得:(5)液相負荷下限線（精餾段 提餾段)對于平直堰，取堰上液層高度=0.

27、006作為最小液體負荷標準將以上五條線標繪在同一VsLs直角坐標系中，畫出塔板的操作負荷性能圖.將設(shè)計點（Ls，Vs）標繪在圖中，如P點所示.求得該塔的操作彈性。 精餾段操作彈性：K= 提餾段操作彈性: K=8、設(shè)計結(jié)果一覽表序號項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度tm85.1699。622平均壓力Pmkpa109。85118.63平均流量氣相Vsm3/s0。6070。584 4液相Lsm3/s0.00150.00315實際塔板數(shù)Np塊13126塔的有效高度Zm5.44。957塔徑Dm1。4 1.40 8板間距Hm0.450.459塔板溢流形式單流型單流型10空塔氣速um/s0。770.

28、73911溢流裝置溢流管形式弓形弓形12溢流堰長度Lwm0.70.713溢流堰高度hwm0.0590.05214板上液層高度hLm0。070。0715安定區(qū)寬度Wsm0.060。0616開孔區(qū)到塔壁距離Wcm0。050。0517開孔區(qū)面積Aam20。480。4818閥孔直徑dm0.0390.03919浮閥數(shù)個n個828220閥孔氣速u0m/s6。25.9621閥孔動能因數(shù)F0121222開孔率%12.4712。4723孔心距tm0。0750。07524排間距tm0。0650。06525塔板壓降Pkpa0。63990。65926液體在降液管內(nèi)的停留時間ts21。210。2527底隙高度hom0。

29、0480。04628泛點率，48.0250.729液相負荷上限Ls maxm3/s0。00640。006430液相負荷下限Ls minm3/s0.00060.000631氣相負荷下限Vs minm3/s0。285026932操作彈性3.613。339、輔助設(shè)備的選型(1）冷凝器的選型本設(shè)計冷凝器選用管殼式全凝器原因:因本設(shè)計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式全凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當逆流式流入冷凝器時,起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積,減少材料費用。取進口(冷卻水)溫度為t1=25（夏季）；冷卻水出口溫度一

30、般不超過40，否則易結(jié)垢，取出口溫度t2=35。（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量塔頂溫度tD=82.74 冷凝水t1=25 t2=35 =80。1則由tD=82.74 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=1.14m3/S塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積冷凝水流量(3)選用釜式再沸器塔底溫度tw=110.54 用t0=133。3的蒸汽，釜液出口溫度t1=110.6則 由tw=110.54 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=1.1 m3/S 密度則取傳熱系數(shù)K=900W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量10、塔附件設(shè)計計算接管（1）進料管進料管的結(jié)構(gòu)

31、類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計采用直管進料管.F=8838.4Kg/h ， =800.4Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑取進料管規(guī)格57×3.5 則管內(nèi)徑d=50mm進料管實際流速（2）回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量：取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格57×4。5 則管內(nèi)直徑d=48mm回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則整齊體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格325×12 則實際管徑d=301mm塔頂蒸汽接管實際流速（4)釜液排出管塔底w=57.27k

32、mol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量 取管內(nèi)流速 則可取回流管規(guī)格45×3 則實際管徑d=39mm塔頂蒸汽接管實際流速 （5)塔釜進氣管V=148.49 相平均摩爾質(zhì)量塔釜蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量則塔釜蒸汽體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則可取回流管規(guī)格237×8 則實際管徑d=257mm塔頂蒸汽接管實際流速(6)法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭進料管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭:PN6DN40 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN300 H

33、G 5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN250 HG 5010筒體與封頭(1）筒體 向上圓整為 所用材質(zhì)為16MnR(2)封頭 封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=1400mm， 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm,直邊高度h0=40mm,內(nèi)表面積F封=3。73m2 容積V封=0.866m3選用封頭 DN1400×6，J131154(3)進料位置 取板間距1200mm（4)裙座由于裙座內(nèi)徑>800mm,故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑:圓整 基礎(chǔ)環(huán)厚度,考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取2。2m， 地角螺栓直徑取M22采用Q235B人孔數(shù)

34、目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔810塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗,則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm，本設(shè)計選擇DN500mm人孔,其中人孔處塔板間距為600mm，人孔數(shù)一共2個。塔總體高度的設(shè)計塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm)塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，取塔底空間為1.45m塔總體高度H=H+H+H裙+H封+h頂=1.45+9+2.2+0.49+1。2+1。2=15。54m第三章 安全與環(huán)保設(shè)計過程的評述和討論1、安全注意事項苯

35、類產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應(yīng)特別注意防火，強化安全措施。不準有明火和火花，設(shè)備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設(shè)備的放散管應(yīng)通入大氣，其管口用細金屬網(wǎng)遮蔽,使貯槽或蒸餾設(shè)備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應(yīng)設(shè)有良好的通風設(shè)備，防止苯類蒸汽的聚集。所有金屬結(jié)構(gòu)應(yīng)按規(guī)定在幾個地點上接地,為防止液體自由下落而引起靜電荷的產(chǎn)生,將引入貯槽中所有管道均應(yīng)安裝到接近貯槽的底部，電動機應(yīng)放在單獨的廠房內(nèi)。應(yīng)設(shè)有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。工人進入貯槽或設(shè)備進行清掃或修理前，油必須全部放空,所有管道均需切斷，設(shè)備應(yīng)用水蒸

36、汽徹底清掃后才允許進入并注意通風，檢修人員沒有動火證嚴禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動火。進入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無關(guān)人員,不得亂動設(shè)備和計量儀表等。及時清除設(shè)備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。泄漏應(yīng)急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應(yīng)急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收.也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構(gòu)筑圍堤或挖坑收容;用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā).用防爆泵轉(zhuǎn)移至槽車或?qū)Ｓ檬占鲀?nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。2、環(huán)境保護認真執(zhí)

37、行環(huán)境保護方針、政策、堅持污染防治設(shè)施與生產(chǎn)裝置同時設(shè)計、同時施工、同時投產(chǎn)?，F(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如下：廢水：各設(shè)備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用,工藝產(chǎn)品分離水送往生化裝置進行處理。設(shè)備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離后送入生化處理。廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施,防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境.廢渣：生產(chǎn)過程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用.定期檢測個生產(chǎn)崗位苯含量和生產(chǎn)下水中各污染均含量，嚴防超標現(xiàn)象的發(fā)生。第四章 設(shè)計過程的評述和討論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用和投資費用的重要因素?？傎M用中最低

38、所對應(yīng)的回流比即為適宜回流比。在精餾設(shè)計中，一般并不進行詳細的經(jīng)濟衡算，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。12倍.我計算的回流比為1.33，我取的回流比R=1。7Rmin=2。26。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

39、合算得塔徑為1。40m，塔高為13.04m。3、進料狀況的影響由于不同進料狀況的影響，使從進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。我們選擇泡點進料,由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進入提留段，作為提留段的回流液,兩端上升的蒸汽流相等,即L，=L+F， V，=V。4、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,即選擇冷進料，這樣可提供更多的氣相回流。隨著進料帶入熱量增加，塔底再熱器供熱必將減少，

40、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：選擇經(jīng)濟合理的回流比；回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源；對精餾過程進行優(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)進出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定；3）進料組成和熱狀況穩(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)束語經(jīng)過這段時間的查閱文獻、計算數(shù)據(jù)和上機敲電子版，化工原理課程設(shè)計的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計方案，全部計算過程已在前面的章