化工原理設計苯和甲苯的分離、和大型化工裝置拆除運輸方案

III--化工原理課程設計題目分離苯-甲苯精餾塔設計學院專業(yè)班級學生姓名指導教師成績2016年摘要精餾塔是分離液體混合物最常用的一種單元操作，主要是利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。本設計的題目是苯-甲苯二元物系篩板式精餾塔的設計。在確定的工藝條件下，確定設計方案和設計內(nèi)容，其主要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、精餾塔設備結構圖以及設計說明書。關鍵詞：篩板塔；苯-甲苯；工藝計算；結構圖AbstractFractionatorisseparatingtheliquidmixtureofthemostcommonlyusedasaunitoperation,mainlyusingrefluxliquidmixturewasdistilledtoobtainhigh-purityseparation,istheindustry'smostwidelyusedliquidmixtureisseparated,widelyusedinpetroleum,chemical,lightwork,food,metallurgyandothersectors.Thisdesignisentitledbenzene-TolueneBinarySystemsievetraytypedistillationcolumndesign.Undercertainconditions,todeterminethedesignandcontentdesign,whichincludesrectifyingtowerdesignandcalculationprocess,towerauxiliaryequipmentdesigncalculations,distillationprocessflowdiagram,distillationapparatusconfigurationdiagramanddesignspecifications.Keywords：Sievetray;benzene-toluene;processcalculation;configurationdiagram目錄摘要 ⅡAbstract Ⅲ第1章緒論 11.1概述 11.2設計依據(jù) 31.3廠址選擇 3第2章設計方案的選擇和論證 32.1設計流程 32.1.1選擇原則 42.1.2設計流程圖 42.2設計要求 52.2.1滿足工藝與操作的要求 52.2.2滿足經(jīng)濟上的需求 52.2.3保證安全生產(chǎn) 52.3設計思路 52.3.1文獻檢索 62.3.2小組討論 72.4相關符號說明 7第3章塔的工藝計算 93.1基礎物性數(shù)據(jù) 93.1.1苯和甲苯的物理性質 93.1.2苯和甲苯飽和蒸汽壓Po 93.1.3苯和甲苯的液相密度ρL 93.1.4液體表面張力σ 103.1.5液體粘度μ 103.2塔的工藝計算 103.2.1操作壓力的計算 103.2.2操作溫度的計算 113.2.3原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 113.2.4原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量 123.2.5物料衡算 123.3理論板數(shù)計算 123.3.1相對揮發(fā)度的求取 123.3.2操作回流比的求取 133.3.3精餾塔的氣液負荷 133.3.4操作線的求取 133.3.5理論板層數(shù)NT的求取 133.3.6實際板數(shù)N的求取 153.4塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 163.4.1平均密度計算 163.4.2液體表面張力計算 173.4.3液體平均粘度計算 183.4.4氣液負荷計算 193.5精餾塔的工藝尺寸的計算 203.6塔板流體力學校核 213.6.1溢流裝置計算 213.6.2塔板布置 243.7塔板負荷性能圖 25第4章輔助設備的選型 344.1進料管的選擇 344.2回流管的選擇 344.3塔底出口管路的選擇 354.4塔頂蒸汽管的選擇 354.5加料蒸汽管的選擇 364.6人孔的設計 364.7法蘭 36第5章塔附件設計計算 375.1選用釜式再沸器 375.2冷凝器的選型 37設計總結 37參考文獻 40附錄1設計結果一覽表 42附錄2苯-甲苯精餾塔的工藝流程圖 43致謝 45第1章緒論精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。概述高徑比很大的設備稱為塔器。塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質設備,更是成為化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備之一。常見的可在塔設備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收，氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。而工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力小；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。它們都可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的。而板式塔又大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。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。根據(jù)設計任務書，此設計的塔型為篩板塔。篩板塔是很早出現(xiàn)的一種板式塔。五十年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，篩板塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力大20-40%，塔板效率高10-15%，壓力降低30-50%，而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝、維修都較容易。從而一反長期的冷落狀況，獲得了廣泛應用。近年來對篩板塔盤的研究還在發(fā)展，出現(xiàn)了大孔徑篩板（孔徑可達20-25mm），導向篩板等多種形式。篩板塔盤上分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等幾部分。工業(yè)塔常用的篩孔孔徑為3-8mm，按正三角形排列?？臻g距與孔徑的比為2.5-5。近年來有大孔徑（10-25mm）篩板的，它具有制造容易，不易堵塞等優(yōu)點，便。只是漏液點低，操作彈性小。篩板塔的特點如下：（1）結構簡單、制造維修方便（2）生產(chǎn)能力大，比浮閥塔還高。（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（4）塔板效率較高，但比浮閥塔稍低。（5）合理設計的篩板塔可是具有較高的操作彈性，僅稍低與泡罩塔。（6）小孔徑篩板易堵塞，故不宜處理臟的、粘性大的和帶有固體粒子的料液。設計依據(jù)1設計題目：分離苯-甲苯精餾塔設計2設計任務及操作條件（1）設計任務生產(chǎn)能力（進料量）：20000噸/年操作周期：300*24=7200小時/年進料組成：＞45%（質量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成：＞98%塔底產(chǎn)品組成：＜2%（2）操作條件操作壓力：常壓進料熱狀態(tài)：泡點進料冷卻水：20℃加熱蒸汽：0.2MPa塔頂為全凝器，中間泡點進料，連續(xù)精餾。設備型式：篩板式3設計原則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。設計中采用氣液混合物進料，將原料液通過預熱器加熱至溫度后送入精餾塔內(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)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。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2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。1.3廠址選擇齊齊哈爾市富拉爾基區(qū)第2章設計方案的選擇與論證設計方案的確定是指整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標的確定。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。苯和甲苯混合液經(jīng)原料預熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。2.1設計流程板式塔工藝尺寸設計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學性能校核、負荷性能圖以及塔高等。其設計計算方法可查閱有關資料。著重應注意的是：塔板設計的任務是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結構與尺寸。塔板設計的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關的獨立變量，然后進行流體力學計算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結構參數(shù)，重復上述設計步驟直到滿意為止。最后給制出負荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關，可查資料[2]。表2-1參數(shù)選取項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質板式塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水篩板塔2.1.1選擇原則通過老師確定選題，小組成員通過文獻檢索、討論等方式進行計算、設計，最終確定設計流程圖。主要遵循滿足選題要求、經(jīng)濟、安全、環(huán)保、節(jié)能等原則。2.1.2設計流程圖本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。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，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(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)品冷卻器冷卻后送至儲罐。圖1工藝流程圖2.2設計要求2.2.1滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。2.2.2滿足經(jīng)濟上的需求同時要盡可能的節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。2.2.3條件可以的話，保證安全生產(chǎn)也是必要的。對于有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。如，苯是易揮發(fā)的毒性液體。塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。2.3設計思路在本次設計中，我們進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、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。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篩板式連續(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。回流比是精餾操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。設計過程中主要通過文獻檢索與小組討論確定設計方案及流程圖。2.3.1文獻檢索通過查找兩物質的性質以及文獻檢索等確定設計方案。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，1L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（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0．866g／cm，對光有很強的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯幾乎不溶于水(0.52g/l)，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0.6mPas，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940kJ/kg，閃點為4℃，燃點為535℃。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。板式精餾塔、浮法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。本設計選用篩板式精餾塔。2.3.2小組討論小組成員共同研究確定設計計算過程以及解決設計流程中遇到的問題。2.4相關符號說明表2-1相關符號說明符號意義SIA組分Ａ的量KmolB組分Ｂ的量KmolC組分Ｃ的量KmolD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sEＴ總板效率X液相組分中摩爾分率y氣相組分中摩爾分率α相對揮發(fā)度μ粘度PasF原料進量或流率Kmol/sL下降液體流率Kmol/sN理論塔板數(shù)P系統(tǒng)的總壓Paq進料中液相所占分率r汽化潛熱KJ/Kmolt溫度KV上升蒸氣流率Kmol/sW蒸餾釜的液體量Kmolhc與干板壓強降相當?shù)囊褐叨萴hd液體流出降液管的壓頭損失mhL板上液層高度mZ塔的有效段高度mθ液體在降液管內(nèi)停留時間sρL液體密度Kg/m3ρV氣體密度Kg/m3接上：ρV氣體密度Kg/m3σ液體表面張力dyn/cmWd`降液管寬度mρ密度Kg/m3Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Af總降壓管截面積m2AT基截面積m2C氣相負荷參數(shù)C20液體表面張力為20dny.cm-1時的氣相負荷參數(shù)D塔徑mg重力加速度h0降液管底隙高度mhp與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨萴hW出口堰高mHT板間距mLW堰長mLh塔內(nèi)液體流量m3/hLs塔內(nèi)液體流量m3/sN一層塔板上的篩孔總數(shù)U空塔氣速m/sU0篩板氣速m/sVh塔內(nèi)氣體流量m3/hVs塔內(nèi)氣體流量m3/s第3章塔的工藝計算3.1基礎的物性據(jù)3.1.1苯和甲苯的物理性質表3-1苯和甲苯的物理性質項目分子式分子量M沸點℃臨界溫度℃臨界壓強kPa苯C6H678.1180.1289.24910甲苯C6H5CH392.14110.6321.040503.1.2苯和甲苯的飽和蒸汽壓PO苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即式中T—物系溫度，℃Po—飽和蒸汽壓，kPaA、B、C—Antoine常數(shù)，其值見下表。表3-2Antoine常數(shù)組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.1.3苯和甲苯的液相密度ρL表3-3苯和甲苯的液相密度溫度℃8090100110120苯kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810.0800.2790.3780.3770.03.1.4液體表面張力σ表3-4液體表面張力溫度t,℃6080100120140苯mN/m23.7421.2718.8516.4914.17甲苯mN/m23.9421.6919.9417.3415.323.1.5液體粘度μL表3-5液體表面張力溫度t,℃6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184甲苯mPas0.3730.3110.2640.2280.2003.2塔的工藝計算3.2.1操作壓力的計算塔頂操作壓力=101.312KPa每層塔板的壓降△P=0.7KPa進料操作壓力PF=101.312+0.713=110.4KPa塔底操作壓力PW=108.33+0.77=113.23KPa精餾段平均壓力Pm==105.85KPa提餾段平均壓力Pm==111.82KPa3.2.2操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算。計算結果如下表：表3-6安托尼常數(shù)溫度t,℃ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58塔頂溫度＝80.49℃

進料板溫度＝92.65℃塔底溫度=110.50℃精餾段平均溫度=（80.49＋92.65）/2=86.56℃提餾段平均溫度=（92.65+110.5）/2=101.65℃

塔平均溫度=（86.56+101.65）/2=94.06℃3.2.3原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率：苯的摩爾質量=78.11Kg/mol甲苯的摩爾質量=92.14Kg/mol==0.4911==0.9829==0.02353.2.4原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質量=0.491178.11+(1-0.4911)92.14=85.34Kg/mol=0.982978.11+(1-0.9829)92.14=78.35Kg/molMw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81Kg/mol3.2.5物料衡算原料處理量F==32.55Kmol/h

總物料衡算32.55=D＋W

苯物料衡算32.55×0.49＝0.98D＋0.02W

聯(lián)立解得D＝15.94kmol／h

W=16.61kmol／h式中F原料液流量，kmol／hD塔頂產(chǎn)品量，kmol／hW塔釜產(chǎn)品量，kmol／h3.3理論板數(shù)的計算3.3.1相對揮發(fā)度的求取苯（A）與甲苯（B）的飽和蒸汽壓與溫度的關系可用安托尼方程表達苯：lg=6.032-甲苯：lg=6.078-因為甲苯的正常沸點為110.6℃，苯的沸點為80.1所以，當t=80.1℃時，=103.58kPa，=39.23kPa當t=110.6℃時，=242.98kPa，=101.76kPa因為苯-甲苯屬于理想物系所以烏拉爾定律代入=/則=103.58/39.23=2.64=242.98/101.76=2.39所以==2.51所以，相平衡方程為：y=3.3.2操作回流比的求取采用作圖法求最小回流比。液體為泡點進料，所以q=1。在上圖中對角線上，自點作垂線（0.4911,0.4911），即為進料線(線)，該線與平衡線的交點坐標為xq=0.4911yq=0.7078

故最小回流比為1.2695

取操作回流比為3.3.3精餾塔的氣、液相負荷（由于泡點進料）3.3.4操作線的求取精餾段操作線方程為提餾段操作線方程為3.3.5理論板層數(shù)NT的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用逐板法求理論板層數(shù)。前面求得=2.51相平衡方程y==0.4911=0.7078因泡點進料，q=1所以有==0.4911第一塊板上升蒸汽組成29第一塊板下降液體組成由y=可得：第二塊板下降液體組成由可得：同理可得：因為＜=0.4911所以精餾段理論板N精=7，進料板位置在第8塊塔板。第八塊板的上升蒸汽組成由提餾段操作線方程y=1.2945x-0.0069進行計算：因為＜=0.0235所以提留段理論板N提=6則全塔總理論板層數(shù)NT=13（不包括再沸器）3.3.6實際板層數(shù)N的求取全塔效率的計算:塔平均溫度=94.06℃查表得各組分黏度，0.28mPas精餾段實際板層數(shù)為

提餾段實際板層數(shù)為進料板在第13塊板3.4精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算以逐板法所計算所得的板數(shù)為例：3.4.1平均密度計算1．氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即

提餾段的平均氣相密度2.液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度的計算，由，查手冊得塔頂液相的質量分率進料板液相平均密度的計算，由，查手冊得進料板液相的質量分率塔底液相平均密度的計算，由，查手冊得塔底液相的質量分率精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為3.4.2液體平均表面張力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，查手冊得

進料板液相平均表面張力的計算，由，查手冊得

塔底液相平均表面張力的計算，由，查手冊得

精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為3.4.3液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即

塔頂液相平均粘度的計算，由，查手冊得

解出進料板液相平均粘度的計算，由，查手冊得

解出塔底液相平均粘度的計算，由，查手冊得

解出精餾段液相平均粘度為提餾段液相平均粘度為

3.4.4氣液負荷計算精餾段： 提餾段： 3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選取。表3-7板間距與塔徑關系塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度， 故； 查得；依式校正物系表面張力為時 可取安全系數(shù)為，則安全系數(shù)（）， 故 按標準,塔徑圓整為,則空塔氣速。對提餾段： 初選板間距，取板上液層高度， 故 查得；依式 校正物系表面張力為時 可取安全系數(shù)為，則安全系數(shù)（）， 故 按標準,塔徑圓整為1m，則空塔氣速。 在設計塔的時候塔徑取1m3.6塔板流體力學校核3.6.1溢流裝置計算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下：a)溢流堰長：單溢流去取堰長b)出口堰高：由，查⑺：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（⑺：圖）得， 利用(⑺：式)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（）依(⑺：式)：符合（）e)受液盤 采用平行形受液盤，不設進堰口，深度為60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰長：單溢流去，取堰長b)出口堰高：由，查⑺：圖，知,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（⑺：圖）得，，利用(⑺：式)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（0.070.25）依(⑺：式):符合（）3.6.2塔板布置1精餾段①塔板的分塊

因故塔板采用分塊式。查⑴表得，塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當時，）b)計算開孔區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個，則（在范圍內(nèi)）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為 2提餾段：a)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度，（當時，）b)計算開孔區(qū)面積，c)篩孔數(shù)與開孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取，故孔中心距篩孔數(shù)個，則（在范圍內(nèi)）則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為3.7塔板負荷性能圖1精餾段：漏液線由

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-8。表3-8Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.04577040.0472070.04840160.0498940.511118由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。

(2)霧沫夾帶線

以為限，求關系如下：由

聯(lián)立以上幾式，整理得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-9。表3-9Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.3152211.2535831.2009431.1333001.076564由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。

(3)液相負荷下限線

對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。

據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。(4)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限

據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。(5)液泛線令

由

聯(lián)立得

忽略，將與，與，與的關系式代人上式，并整理得

式中：

將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-10。表3-10Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.2062990.2010480.1958260.187118177053由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖2在負荷性能圖上，作出操作點，連接，，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得

故操作彈性為2提餾段漏液線

由

得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-11。表3-11Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.01183470.01232310.01272550.01322460.由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。

(2)液沫夾帶線以為限，求關系如下：

由聯(lián)立以上幾式，整理得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-12。表3-12Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.2977051.2840491.2723861.2573991.244828由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。(3)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。

據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。(4)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限

據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。(5)液泛線令

由

聯(lián)立得

忽略，將與，與，與的關系式代人上式，并整理得式中：

將有關的數(shù)據(jù)代入整理，得

在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于表3-13。表3-13Ls-Vs關系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.1421250.1351940.1287110.1194030.110079由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。圖3在負荷性能圖上，作出操作點，連接，，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得

故操作彈性為第4章輔助設備的選型4.1進料管的選擇進料的質量流率：進料的體積流率：則進料管的直徑可由以下公式計算：式中：為料液在進液管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s，同時設置兩個進料管不同時間內(nèi)進料，且每個進料管的進料量均為：4.2回流管的選擇冷凝器安裝在塔頂時，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應提高。即回流管設計如下：回流管的質量流率：回流管直徑依下式計算：式中：為液料在回流管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s4.3塔底出口管路的選擇釜底料液的質量流量：釜底料液的體積流量：釜底出口管直徑依下式計算：式中：為液料在釜底出口管內(nèi)的流速，且取=1.6m/s4.4塔頂蒸汽管從塔頂至冷凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔的真空度。即塔頂蒸汽管設計如下：塔頂蒸汽管直徑依下式計算：式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=20m/s；近似取為精餾段的體積流率，且=0.6。4.5加料蒸汽管的選擇加料蒸汽管直徑依下式計算：式中：為液料在塔頂蒸汽管內(nèi)的流速，且取=23m/s；4.6人孔的設計人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于人進出任何一層塔板。由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔6-8塊板開設一個孔，本塔分別在第8、16、24塊板處（從上往下數(shù)）開設一個人孔，即可。在設置人孔處，每個人孔直徑為450mm，板間距為800mm,人孔深入塔內(nèi)部應與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。4.7法蘭由于近似常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，帶頸平焊鋼管法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應的法蘭。進料管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97回流管接管法蘭：DN15PN105HG20592-97塔底出料管法蘭：DN20PN105HG20592-97塔頂蒸汽管法蘭：DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽進氣法蘭：DN150PN105HG20592-97

第5章塔附件設計計算5.1選用釜式再沸器塔底溫度℃，用℃的蒸汽，釜液出口溫度℃參考工程實際，選取傳熱系數(shù)為傳熱溫差℃氣體流量密度則當℃時傳熱面積冷凝水流量5.2冷凝器的選型設計中采用管殼式全凝器，以便及時排出冷凝液。冷凝水和氣體之間采用逆流形式，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量塔頂溫度℃冷凝水℃℃產(chǎn)品出口溫度℃則℃℃，氣體流量，密度取傳熱系數(shù)傳熱面積冷凝水流量設計總結課程設計是《化工原理》課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生綜合運用本門課程及有關選修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練。在整個教學計劃中，它也起著培養(yǎng)學生獨立工作能力的重要作用。課程設計不同于平時的作業(yè)，在設計中需要學生自己做出決策，即自己確定方案，選擇流程，查取資料，進行過程和設備計算，并要對自己的選擇做出論證和核算，經(jīng)過反復的分析比較，擇優(yōu)選定最理想的方案和合理的設計。所以，課程設計是培養(yǎng)學生獨立工作能力的有益實踐。通過課程設計,學生應該注重以下幾個能力的訓練和培養(yǎng)：1.查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)(包括從已發(fā)表的文獻中和從生產(chǎn)現(xiàn)場中搜集)的能力；2.樹立既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性，并注意到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設計思想，在這種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力；3.迅速準確的進行工程計算的能力；4.學會了用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設計思想的能力；5.提高了計算機使用的能力，學會了公式編輯器的使用。通過本次精餾塔的課程設計，對精餾這一章節(jié)有了更加全面系統(tǒng)的認識和深入的學習，同時也對我們在書本上學習到的理論知識和實際工業(yè)生產(chǎn)聯(lián)系起來，讓我們充分認識了實際生產(chǎn)和理論的出入，所以我們在設計設備的時候要照顧到方方面面，培養(yǎng)我們良好的大局觀，整個設計過程必須條理清晰參考文獻[1]賈紹義，柴誠敬，《化工原理課程設計》[M]，天津大學出版社，2002.8[2]柴誠敬,《化工原理》下冊[M]，天津大學華工學院，高等教育出版社，2006.1[3]大連理工大學化工原理教研室編，《化工原理課程設計》[M]，大連理工大學出版社，1994.7[4]柴誠敬，《化工原理》第二版下冊[M]，高等教育出版社，2010.6[5]匡國柱，史啟才，《化工單元過程及設備課程設計》[M]，化學工業(yè)出版社，2001.10[6]陳維杻，《傳遞過程與單元操作》下冊[M]，浙江大學出版社，1994.8[7]任曉光，《化工原理課程設計指導》[M]，化學工業(yè)出版社，2009.1[8]董繼紅，邵景玲，顧軍，等.年產(chǎn)60萬噸對二甲苯項目中苯/甲苯/混合二甲苯分離的AspenPlus模擬研究[J].JournalofYanchengInstituteofTechnology(NaturalScienceEdition).June2015.Vol28No2:59-63[9]AlexanderM.Niziolek,OnurOnel,YannisA.Guzman,andChristodoulosA.Floudas.Biomass-BasedProductionofBenzene,Toluene,andXylenesviaMethanol:ProcessSynthesisandDeterministicGlobalOptimization[J].AmericanChemicalSociety.2016:4970-4998[10]J.Javaloyes-Anto?n,R.Ruiz-Femenia,*andJ.A.Caballero.RigorousDesignofComplexDistillationColumnsUsingProcessSimulatorsandtheParticleSwarmOptimizationAlgorithm[J].AmericanChemicalSociety..2013:15621-15634[11]KushlaniN.WijesekeraandThomasA.Adams,II*.SemicontinuousDistillationofQuaternaryMixturesUsingOneDistillationColumnandTwoIntegratedMiddleVessels[J].AmericanChemicalSociety.2015:5294-5306[12]NikolaosBekiaris?andManfredMorari*.MultipleSteadyStatesinDistillation:￥/￥Predictions,Extensions,andImplicationsforDesign,Synthesis,andSimulation[J].Ind.Eng.Chem.Res.1996,35,4264-4280[13]丁海兵.苯－甲苯分離節(jié)能新工藝[J].ModernChemicalIndustry.No.2013:107-111[14]黃國強，靳權.隔壁精餾塔的設計、模擬與優(yōu)化[J].JournalofTianjinUniversity(ScienceandTechnology).Vol.47No.12.Dec.2014:1057-1064[15]郭湘波，王瑾.分隔壁塔分離苯和乙烯烷基化產(chǎn)物的模擬[J].ＡＣＴＡＰＥＴＲＯＬＥＩＳＩＮＩＣＡ（ＰＥＴＲＯＬＥＵＭＰＲＯＣＥＳＳＩＮＧＳＥＣＴＩＯＮ.２０１６年６月,第３２卷第３期:597-604附錄1：設計結果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強105.85111.82各段平均溫度86.56101.56平均流量氣相0.44290.4785液相0.00110.0023實際塔板數(shù)1214板間距0.450.45塔的有效高度4.053.15塔徑11空塔氣速1.0420.902塔板液流形式單流型單流型塔板工藝尺寸溢流管型式弓形弓形堰長0.980.98堰高0.0460.038溢流堰寬度0.210.21管底與受業(yè)盤距離0.020.03板上清液層高度0.060.06孔徑5.05.0孔間距15.015.0孔數(shù)52835283開孔面積0.1040.104篩孔氣速10.5810.13塔板壓降0.90.9液體在降液管中停留時間20.8410.48降液管內(nèi)清液層高度0.2480.244霧沫夾帶0.10.1負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負荷2.8332.350氣相最小負荷0.6170.300操作彈性4.597.83接上：項目內(nèi)容數(shù)值或說明備注塔徑D/m精餾1.6提餾1.8板間距HT/m 0.40塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速U/(m/s)精餾0.951提留0.814堰長(lw)1.12板上液層高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.024浮閥數(shù)N/個196等腰三角形叉排實際塔板數(shù)/個28實際塔高/m12.8鼓泡面積Ap/㎡1.7874出口堰高lW/m0.0433降液管寬度Wd/m0.24降液管面積Af/㎡0.175液體在降液管內(nèi)停留時間τ/s5單板壓降ΔP/Pa0.7進料管直徑dF/mm55.66出口管直徑dW/mm42.12回流管直徑dD/mm36.21操作彈性4.183附錄2：苯-甲苯精餾塔的工藝流程圖致謝首先感謝我的導師朱老師。我的論文能夠順利完成與朱老師的悉心指導是分不開的。在論文的寫作過程中，老師用心指導，不厭其煩地對我的論文進行多次的批改指導，事事巨細、嚴謹認真;老師和藹可親，平易近人，在生活中給予我的關心和教誨也讓我永遠難忘。其次，我還要感謝小組成員給與了我良好的學習氛圍，使我可以專心學習，順利完成論文;也要感謝同學們的幫助，為我論文寫作提出了很多寶貴的意見和建議。

大型化工裝置拆除運輸方案一、工程概況二、運輸路線三、運輸時間安排四、運輸車組車輛配置五、車組操作程序六、公路運輸安全措施七、運輸安全保證措施工程概況：拆除，我公司負責運輸?shù)蹉^下接貨，走公路至大慶市油田現(xiàn)場車面交貨。貨物基本信息如表：序號設備名稱外形尺寸（cm）重量（t）數(shù)量（臺）預計裝車時間1煉油設備各種2023.09，152煉油設備2023.10未完工二、運輸路線：1.運輸起止地：四、運輸車組車輛配置序號1運輸車組車輛配置1號車組參數(shù)表1廠牌陜汽產(chǎn)地中國型號F2000驅動形式6×4發(fā)動機功率440匹馬力最大扭矩2200Nm/1000-1500rpm輪胎1200R20橋荷（噸）前8后32自重（噸）10外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牽引重（噸）200配備數(shù)量1臺低平板參數(shù)表2軸線數(shù)2縱11軸軸載（噸）25輪胎數(shù)88單胎載荷3.125自重（噸）50載重量（噸）250外形尺寸長17米，寬3.4米，高1.07米數(shù)量1部車組參數(shù)表3車貨總重車組總長車組總寬車組運行高度25米序號2運輸車組車輛配置2號車組參數(shù)表1廠牌東風產(chǎn)地中國型號DFL4251A2驅動形式6×4發(fā)動機功率380匹馬力最大扭矩1800Nm/1000-1500rpm輪胎1200R20橋荷（噸）前8后32自重（噸）8外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牽引重（噸）80配備數(shù)量1臺低平板參數(shù)表2軸線數(shù)3橋軸載（噸）17輪胎數(shù)12單胎載荷4.25自重（噸）16載重量（噸）80外形尺寸長12米，寬3.2米，高0.7米數(shù)量1部車組參數(shù)表3車貨總重車組總長車組總寬車組運行高度80噸20米3.2米4.5米五、車組操作程序（1）掛車的組裝