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1、 化工工程設計訓練題 目：苯甲苯混合體系分離過程設計 姓 名： 張 招 勤 學 院： 應 用 技 術 學 院 專 業(yè)： 石油化工生產技術 學 號： 0 8 1 5 0 1 0 1 4 2 指導教師： 鄒 長 軍 2010年12月6日一、 設計題目：苯甲苯混合體系分離過程設計二、 設計任務及操作條件1、 設計任務生產能力（進料量）： 142103噸/年操作周期 ： 30024=7200小時進料組成 ： 50%（質量分率，下同）塔頂產品組成 ： >99%塔底產品組成 ： < 2%2、操作條件操作壓力 ： 常壓 （表壓）進料熱狀態(tài) ： 泡點進料冷卻水 ： 20加熱蒸汽 ： 0.2Mpa塔

2、頂為全凝器，中間泡點進料，連續(xù)精餾。3、設備型式 篩板式三、設計內容1、概述2、設計方案的選擇及流程說明3、塔板數(shù)的計算（板式塔）4、主要設備工藝尺寸設計 板式塔：（1）塔徑及提餾段塔板結構尺寸的確定 （2）塔板的流體力學校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定 5、輔助設備選型與計算（泵、塔頂冷凝器和塔釜再沸器） 6、設計結果匯總 7、工藝流程圖 8、設計評述四、圖紙要求工藝流程圖帶控制點（用A4紙）五、設計時間：2010年11月15日至2010年12月10日摘要：精餾是分離液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)中得到廣泛的應用。本設計的題目是苯甲

3、苯混合體系分離過程設計。在確定的工藝要求下，確定設計方案，設計內容包括精餾塔工藝設計計算，塔輔助設備設計計算，精餾工藝過程流程圖，設計說明書。關鍵詞：板式塔、苯-甲苯、工藝計算、工藝流程圖第一章 概述塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔塔內裝有一定數(shù)量的塔盤,是氣液接觸和傳質的基本構件;屬逐級(板)接觸的氣液傳質設備，氣體自塔底向皮鼓泡或噴射的形式穿不定過塔板上的液層,使氣液相密切接觸而進行傳質與傳熱,兩相的組份濃度呈階梯變化。填料塔內有一定高度的填料，是氣液接觸和傳質的基本構件，屬微分接觸型氣液傳質設備，液體

4、在填料表面呈膜狀自上而下流動，氣體呈連續(xù)相自下而上與液體作逆流流動，并進行氣液兩相的傳質和傳熱，兩相的組份深度或溫度沿塔高連續(xù)變化1。板式塔在工業(yè)上的應用由來已久，發(fā)展并演變出了很多類型。通?？梢园凑账逵袩o降液管劃分為：（1）有降液管式塔板（也稱溢流式塔板或錯流式塔板）如泡罩、浮閥、篩板和無降液管式塔板（也稱穿流式塔板或逆流式塔板）如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等2。工業(yè)上對塔設備的基本要求是：(1)滿足工藝要求(2)生產能力大，即氣液處理量大(3)壓力降小，即流體阻力小(4)操作穩(wěn)定、操作彈性大(5)效率高，即氣液兩相充分接觸，相

5、際間傳熱面積大(6)結構簡單、可靠、省材、制造、安裝方便，設備成本低(7)耐腐蝕，不易堵塞(8)操作維修方便1。苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/mL，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。 甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ，沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味，在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0866gcm3，對光有很強的折

6、射作用。甲苯幾乎不溶于水，但可以和二硫化碳、酒精、乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0.6 mPa .s，也就是說它的粘稠性弱于水。 分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式篩板塔、浮閥塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，塔盤結構由篩孔區(qū)、無孔區(qū)、降液管及塔板等組成。其優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓

7、降小，板上液面落差較小，相同條件下生產能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。第二章 流程方案的確定和說明一、流程示意圖原料原料罐原料預熱器精餾塔冷凝器冷卻器再沸器苯冷卻器甲苯儲罐甲苯苯的儲罐二、加料方式加料分兩種方式：泵加料和高位加料。高位加料通過控制液位的高度，可以得到穩(wěn)定的流量，但要求搭建塔臺，增加基礎建設費用；泵加料屬于強制進料方式，泵加料易受溫度的影響，流量不太穩(wěn)定流速

8、也忽大忽小，影響傳質效率?？恐亓Σ戳鲃臃绞娇墒∪ヒ还P費用。本次加料選泵加料，泵和自動調節(jié)裝置配合控制進料。三、 進料狀態(tài)進料方式一般分為冷液進料、泡點進料、氣液混合物進料、露點進料、加熱蒸氣進料等。冷液進料對分離有利，但會增加操作費用。泡點進料對塔操作方便，不受季節(jié)的影響。泡點進料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸氣相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。由于泡點進料時塔的制造設備較為簡單，而其他方式進料對設備的要求高，設計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。四、 冷凝方式選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產品溫度不高，無需再次冷凝，且本次分離是為了分離苯與甲苯，且制造設備較為簡單

9、且節(jié)省資金，選全凝器。五、 回流方式宜采用重力回流，對于上型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。優(yōu)點：回流冷凝器無需支撐結構。缺點：回流控制較難安裝，但強制回流需用泵、安裝費用、電耗費用大，故不用強制回流，塔頂上升蒸氣采用冷凝冷卻回流入塔內。六、 加熱方式采用間接加熱，因為對同一種進料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回收率時，利用直接蒸氣加熱時，所需理論塔板數(shù)比用間接蒸氣要多一些，若待分離的混合液為水溶液，且水是難揮發(fā)駔分，釜液近于純水，這時可采用直接加熱方式。由于本次分離的是苯與甲苯混合體系，故采用間接加熱。七、 加熱器選用管殼式換熱器。只有在工藝物料的特征性或工藝條件特殊時才考慮選用其

10、他型式。例如，熱敏性物料加熱多采用降膜式或者波紋管式換熱器或者換熱器流路均勻、加熱效率高的加熱器。八、操作壓力 精餾操作壓力可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般采用常壓精餾，壓力對揮發(fā)度的影響不大。在常壓下不能進行分離或達不到分離要示時，采用加壓精餾，對于熱敏性物質采用減壓精餾。當壓力較高時，參考塔頂冷凝有利，對塔底加熱不利，同時壓力升高，相對揮發(fā)度降低，管徑較小，壁厚增加。本次設計選用是常壓作為操作壓力。第三章 塔板計算3.1 設計方案的確定 本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升

11、采用全凝器，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余問部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸氣加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。3.2精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率1）原料液分率:甲苯的進料摩爾流量: 苯的進料摩爾流量: 總物料摩爾流量： 甲苯的進料摩爾分率: 苯的進料摩爾分率: 2）塔頂產品流量及摩爾分率: 總物料質量流量： 總物料質量守衡： 苯的質量守衡： 由兩式聯(lián)立求解得： 苯的摩爾流量： 甲苯的摩爾流量： 塔頂產品流量： 苯的摩爾分率： 甲苯的進料摩爾分率： 3）塔底產品的流量及分率：苯的摩爾流量：

12、 塔底產品的流量： 苯的摩爾分率： 甲苯的進料摩爾分率： 4）精餾塔的物料衡算表物料衡算表 項目組分摩爾流量（kmol/h）摩爾分率進料苯12624605412甲苯10703404588總計23328010000塔頂苯123695409915甲苯1059300085總計124754710000塔底苯2.550600235甲苯105.992709765總計10854331000033相對揮發(fā)度常壓下苯甲苯的氣液平衡與溫度關系溫度T/（）液相中苯的摩爾分數(shù)/x氣相中苯的摩爾分數(shù)/y11060000001061008802121022020003709860300050095203970618921

13、048907108940592078986807000853844080309148230903095781209500979802100100由于泡點進料q=1，由氣液平衡相數(shù)據(jù)，用內插法求進料溫度： 解得： 苯與甲苯的安托尼常數(shù)組分ABC苯603112112208甲苯60813452195安托尼方程： 注：po是物質的飽和蒸氣壓，kPa。 A、B、C是安托尼常數(shù)。T是物質的溫度，。由安托尼方程求得： 相對揮發(fā)度：34最小回流比及回流比由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，在x-y圖上交于一點d，故點d：，根據(jù)相平衡方程有：最小回流比： 回流比：35理論塔板數(shù)NT精餾段的操作線方程：

14、 提餾段操作線方程： 相平衡方程；聯(lián)立精餾段操作線方程與進料線q線方程求解得交點E(0.5412,0.675)。理論板計算過程: 因為x8<xe,所以第8塊板為加料板，第8塊板開始改用提餾段計算氣相組成。因為x14<xW(XW=0.0235),所以第14塊板為再沸器，因此全塔共需要理論塔板數(shù)NT=13塊板。36全塔效率ET1）由苯與甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作出t-x-y圖：根據(jù)塔頂、塔釜的氣液相組成在t-x-y圖上查得： 全塔平均溫度:2）平均黏度苯與甲苯的液體黏度溫度80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.

15、228在全塔平均溫度下的苯與甲苯的黏度：全塔溫度下的平均黏度：3）全塔效率：37實際塔板數(shù)精餾段實際塔數(shù): 精餾段實際塔數(shù): 全塔實際塔板數(shù): 第四章 設備主要工藝尺寸一、塔徑及提餾段塔板結構尺寸1塔徑的計算 1）平均摩爾質量的計算進料板平均摩爾質量：由理論塔板數(shù)計算得： 塔釜平均摩爾質量：由理論塔板的計算過程可得： 提餾段平均摩爾質量：2）平均密度的計算氣相平均密度的計算:由理想氣態(tài)方程計算:液相平均密度的計算:塔釜液相平均密度的計算：由，查手冊得： 塔釜的液相平均密度： 進料板液相的摩爾質量：由查手冊得： 進料板液相的質量分數(shù)：進料板的液相密度：提餾段液相平均密度：3）液相平均張力液相平均

16、表面張力依下式計算，即：進料板液相平均表面張力：由查手冊得： 塔釜液相平均表面張力：由查手冊得： 提餾段液相平均表面張力：4）液相平均黏度液相平均黏度依下式計算，即： 進料板平均黏度：由查手冊得： 解得： 塔釜液相平均黏度：由查手冊得： 再由: 解得： 提餾段液相平均黏度：5）提餾段的氣液相體積流率提餾段氣液相負荷： 提餾段的氣液相體積流率：6）塔徑的計算由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為取板間距，板上液層高度，則查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：按標準塔徑圓整后為： 。塔截面積： 實際空速： 2提餾段塔板結構尺寸1）溢流裝置地計算因塔

17、徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長根據(jù)一般經驗，單溢流弓形降液管其，則?。?溢流堰高度液上液層高度how采用弗蘭西斯公式：塔的液體流量液流收縮因素查液流收縮系數(shù)計算圖得： 則: 取板上清液層高度則: 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：故降液管設計合理。 降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。2)塔板布置塔板的分塊塔板分塊數(shù)表塔徑/mm塔板分塊數(shù)80012003140016004180020005220024006因，故塔板采用分塊式，由上表查得塔板分為5塊邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)域寬度

18、： 溢流堰后的安定區(qū)域寬度： 無效區(qū)： 開孔區(qū)面積開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔計算及其排列篩孔直徑：由于處理物無腐蝕性且不易堵塞，故取篩孔徑篩板厚度：選用的碳鋼板孔中心距：篩孔排列:篩孔排列按正三角形排列篩孔數(shù)：開孔率:氣體通過篩孔的速度二、塔板的流體力學校核1、塔板壓降1）干板阻力的計算由，查篩板塔的汽液負荷因子曲線圖得故 2）氣體通過液層的阻力計算 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。故 3）液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓：2、液沫夾帶液沫夾帶按下式計算：故在本設計中液沫夾帶量在允許的范圍內。3、漏液對篩板塔

19、，漏液點氣速按下式計算： 實際孔速： 穩(wěn)定系數(shù)為： 故在本設計中無明顯漏液。4、液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式所表示的關系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設進口堰，按下式計算： ，故本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。三、塔板的負荷性能圖1. 漏液線由 得：整理得： 在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00151.85450.0031.90040.00451.92960.0061.9705據(jù)此表數(shù)據(jù)可作出漏液線1。2液沫夾帶線以為限，求關系如下：再由：整理得： 在操作

20、范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00158.30340.0038.12360.00457.97270.0067.8381據(jù)此表數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線線2。3液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 故得: 據(jù)此可作出體流量無關的垂直液相負荷上限線3。4液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006作為最小液體負荷標準:整理得： 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線4。5液泛線令 再由： 聯(lián)立解得： 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得：其中：代入數(shù)據(jù)得： 代入整理

21、得： 在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于下表Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.0015596310.00357940.0045563840.0065485由此表數(shù)據(jù)可作出液泛線5。6負荷性能圖根據(jù)以上各線方程，作出塔的負荷性能圖：24681000001500030004500061342ALS，m3/sVs，m3/s5 1、漏液線2、液沫夾帶線3、液相負荷上限線4、液相負荷下限線5、液泛線由圖可知，操作受液泛線和漏液控制。工藝操作條件下氣體流量，操作點如圖中A點所示。操作線對應的最小操作負荷，最大負荷，得：塔板操作彈性=四、

22、總塔高、總壓降及接管尺寸的確定1總塔高1）塔頂空間取 2）塔釜空間取 3）裙座由于裙座內徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm，基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，故裙座高度?。篐2=0.6m。4）封頭高度取： 5）人孔根據(jù)每68個板開一個孔因此開三個人孔，并且每個人孔大小為：。6）進料板高度取： 總塔高：2總壓降1）干板阻力的計算由，查篩板塔的汽液負荷因子曲線圖得故 2）氣體通過液層的阻力計算 查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。故 3）液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓：總壓降： 3接管尺寸1）進料管

23、進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。 本次加料選用泵加料,所以由泵輸送時WF可取1.52.5m/s,本次設計取.則管徑取進料管規(guī)格68×3.0 則管內徑d=62mm進料管實際流速: 2)塔頂蒸氣管塔頂平均摩爾質量：塔頂氣相平均摩爾質量：塔頂液相平均摩爾質量： 則塔頂蒸汽密度：精餾段氣相負荷：精餾段氣相質量流量：操作壓力為常壓，蒸氣速度WP可取1220m/s，本次設計取WP=20m/s則： 可取回流管規(guī)格478×9 ; 則實際管徑d=460mm3）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量塔頂平均密度： 由tD=80

24、.3,查手冊得： 塔頂液相質量流量：冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速不能太高，否則冷凝器高度也要相應提高，對于重力回流一般選取WR為0.20.5m/s,本次設計取WR=0.5m/s.圓整后: 可取回流管規(guī)格146×4.5 ;則管內直徑d=141mm回流管內實際流速4)塔底出料管塔底 摩爾流量: 平均密度: 平均摩爾質量: 質量流量： 塔釜流出液體的速度WW一般為0.51.0m/s,本次設計取WW=1.0m/s.圓整后:可取回流管規(guī)格68×3.5 則實際管徑d=61mm塔釜蒸汽接管實際流速5）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

25、用相應法蘭。進料管接管法蘭： PN6DN70 HG 5010回流管接管法蘭： PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭：PN6DN80 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭： PN6DN500 HG 5010第五章 輔助設備選型與計算一、泵計算及選型由查手冊得： 進料板液相的質量分數(shù)： 進料板的液相密度：進料板的平均黏度： 解得： 已知進料量： 取管速則：故可采用GB3091-93 68×3.5的油泵則內徑 代入得:取絕對粗糙度為： 則相對粗糙度為： 將雷諾系數(shù)Re、相對粗糙度代入莫狄圖摩擦系數(shù)圖，查圖得：提餾段實際塔板數(shù)：進料口位置高度： 揚程根據(jù)流量、等查離心泵規(guī)格：可選?。篒S8

26、0-65-125型泵IS80-65-125型泵的主要參數(shù)型號IS80-65-125轉速 r/min2900流量 m3/h30揚程 m 225效率 %64功率 KW軸功率287電動機功率55必需氣蝕余量 m30二、再沸器的計算與選型: 選用臥式U型管換熱器,經處理后,放在塔釜內,加熱蒸汽為0.2MPa、120.57的水蒸氣，傳熱系數(shù)。已知：再沸器液體入口溫度： 回流汽化為上升蒸氣時的溫度： 加熱蒸汽溫度： 加熱蒸氣冷凝為液體溫度： 則： 可得： 由 ， 查液體比汽化熱共線圖得：質量流量： 則傳熱量為: 則傳熱面積: 三、冷凝器的計算及選型因本次設計冷凝與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般

27、選管殼式冷凝器，螺旋板式換熱器，以便及時排出冷凝液，因此本次設計冷凝器選用重力回流直立冷凝器。冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，當逆流式流入冷凝器時，其液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。冷卻劑采用深井水，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結垢，取t2=38。塔頂溫度tD1=80.3,泡點回流tD2=80.1;冷凝水t1=20 , t2=38則:由 ,查液體汽化潛熱共線圖得: 已知塔頂質量流量:冷凝的熱量: 傳熱系數(shù):K=400kcal(m2·h·)=1680KJ/( m2·h·)=0.46667 KJ/( m2·s·)則傳

28、熱面積:操作彈性為1.966,則冷凝水流量: 列管式換熱器的規(guī)格公稱直徑mm管程數(shù)管子數(shù)量管長/mm換熱面積/m2公稱壓力MPa10002296000343.72.50第六章 設計結果匯總一、篩板塔設計結果表篩板塔設計計算結果序號項目數(shù)值1平均溫度tm,94.5952平均壓力101.3253氣相流量3.56594液相流量0.01645實際塔板數(shù)266塔徑,m27實際有效高度，m15.68板間距,m0.69溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長,m1.412堰高，m0.044313板上液層高度,m0.0814堰上液層高度,m0.035715降液管底隙高度,m0.0334X16安定區(qū)寬度,m0.

29、0817邊緣區(qū)寬度,m0.0518開孔區(qū)面積,m22.1719篩孔直徑,m0.00820篩孔數(shù)目840821孔中心距,m0.0222開孔率,%0.1451223空塔氣速，1271424篩孔氣速，1131725穩(wěn)定系數(shù)1.66426每層塔板壓降,0.6579527負荷上限液泛線28負荷下限漏液線29液膜夾帶ev0.003130氣相負荷上限, 4.21331氣相負荷下限, 2141332操作彈性1.966二、接管及附屬設備附屬設備1進料管規(guī)格68×3.02塔頂蒸氣管規(guī)格478×93回流管規(guī)格146×4.54塔底出料管規(guī)格68×3.55冷凝器傳熱面積A，m23

30、04.286再沸器傳熱面積A，m2109557泵型號IS80-65-125第七章 設計過程的評述和討論 一、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用中最低所對應的回流比即為適宜回流比。在精餾設計中，一般并不進行詳細的經濟衡算，而是根據(jù)經驗選取。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1.182，我取的回流比R=2Rmin=2.364。二、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塔板結構及操作條件三個方面。物性性質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。塔板的結構主要包括塔板類型板間距

31、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系。設計中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產裝置或中式裝置中取得經驗數(shù)據(jù)。因此，我通過經驗數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為2m，塔高為19.1m。三、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。 四、輔助設備對連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的熱負

32、荷以及冷卻介質和加熱介質的消耗量，并為設計這些換熱設備提供基本數(shù)據(jù)。從傳質角度而言，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，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：1)選擇經濟合理的回流比；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。五、精餾塔的操作和調節(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。第八