16632 萬噸年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計

1、成績 化工原理課程設計設計說明書設計題目：1.6632萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計姓 名 xxx 班 級 應 化10-3 學 號 xxxxxxxx 完成日期 2013-07-06 指導教師 梁伯行 化工原理課程設計任務書一、設計說明書題目 1.6632(萬噸/年) 苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計說明書二、設計任務（1）處理量:3班(1500 + 學號200)kg/h（每年生產時間按330天計算）；本人學號03，則處理量為2100kg/h,生產時間為7920h。（2）原料組成:(3班) 含苯為0.40(質量分率)；（3）進料熱狀況參數:（3班）為0.5；（4）產品組成：塔頂產品，含苯0.98(

2、質量分率，下同)；塔底產品，含苯0.01；（5）塔頂采用30的冷回流，冷卻水溫度25，回用循環(huán)水溫度45；塔底重沸器加熱介質為比密度0.86的柴油，進口溫度290，出口溫度160；（6）其它用于經濟評價參數：加工純利潤600元/噸原料油，操作費用計量：料液輸送3元/噸，冷卻水16元/噸，熱載體(柴油)160元/噸；固定資產計量：傳熱面積4000元/平方米, 泵1200元/(立方米/小時) ；5000元/(立方米塔體)；3000元/(平方米f1型浮閥(重閥) 塔板) 。裝置使用年限15年。三、設計說明書目錄(主要內容) 要求1.說明書標準封面；2.目錄頁，任務書頁；3.說明書主要內容規(guī)定1) 裝

3、置流程概述，2) 裝置物料平衡，3) 精餾塔操作條件確定，4) (適宜回流比/最小回流比)為1.35時理論塔板數及進料位置，5) 精餾塔實際主要工藝尺寸，6) 精餾塔塔頂第二板、進料口上等三板和進料口下等二板塔板結構參數，7) 精餾塔結構參數匯總表和精餾塔結構簡圖(a3圖) ，8) 裝置熱衡算，9) 裝置經濟效益和工藝設計評價。四、參考書目1化工原理課程設計指導；2夏清等編化工原理(上) 、( 下) 2002年修訂版；3化工工藝設計圖表；4煉油工藝設計手冊浮閥塔分冊。目錄二、設計方案的確定 2.1 處理量確定 依設計任務書可知，處理量為: 2100kg/h,生產時間為7920h 2.2 設計題

4、目與設計進程該次設計題目：1.6632萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計。本次設計為倆周，安排如下：表2-1. 進程表找數據與上課全部設計計算畫圖寫說明書第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余時間 2 .3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。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。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。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮

5、閥可根據氣體流量的大小而上下浮動，自行調節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結構較泡罩塔簡單.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，生產能力較大。浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結構復雜板式塔的設計資料更易得到，便于設計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。 2.4.1塔設備的工業(yè)要求總的要求是在符合生產工藝條件下，盡可能多的使用新技術，節(jié)約能源和成

6、本，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下：一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當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。五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4.2工藝流程如下： 苯與甲苯混合液（原料儲罐）原料預熱器浮閥精餾塔（塔頂：全凝器分配器部分回流，部分進入冷卻器產

7、品儲罐）(塔釜：再沸器冷卻器產品進入儲罐）三、裝置流程說明 本方案主要是采用板式塔，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到103.5度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔铮钟幸合嗷旌衔?，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產品冷卻器中，一部分進入再

8、沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 本次設計的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個系數得到三個回流比，最后比較那個最好，而不是找出最佳的回流比。 3.1精餾塔設計 3.1.1工藝條件的確定 3.1.1.1苯與甲苯的基礎數據 表3-1 相平衡數據溫度/80.1859095100105110.6poa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0pob/kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7

9、800.5810.4120.2580.1300y1.000.9000.7770.6330.4560.2620 表3-2 苯與甲苯的物理性質項目分子式相對分子量沸點/臨界溫度/臨界壓力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 表3-3 antoine常數值組分abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液體的表面張

10、力溫度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液體的黏度溫度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯/(kj/kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.1.2溫度的條件： 假定常壓，作出苯甲苯混合液的t-x-y圖，如后附圖所示。依任務書，可算出：xf=(0.4

11、0/78.11)/(0.40/78.11+0.60/92.13)=0.440;同理，xd=0.983，xw=0.012查t-x-y圖可得，td=80.6,tw=110.0,tf=94.2 精餾段平均溫度tm=（80.694.2）1/2=87.14 3.1.1.3操作壓力選定 最低操作壓力：取回流罐物料的溫度為45，查手冊得poa=29.33kpa，pob=10.00kpa.由泡點方程xd=(pmin-pob)/(poa-pob)=0.983,可得pmin=29.00kpa.取塔頂操作壓力p=101.33kpa3.2精餾塔物料恒算 3.2.1摩爾分數由以上可知，摩爾分數為xf=0.440，xd=

12、0.983，xw=0.012 3.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾量 mf=xfma+(1-xf)mb=0.44078.11+（1-0.440）92.13=85.96 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol ， mw=xwma+(1-xw)mb=0.01278.11+(1-0.012) 92.13=91.96 kg/kmol 3.2.3質量物料恒算與負荷計算及其結果表總物料衡算 d+w=2100 kg/h易揮發(fā)組分物料衡算 0.983d+0.012w=0.4402100聯立（1）、（2）解得：

13、f=2100 kg/h = 0.583kg/s = 1.6632萬噸/年 f=2100/85.96 = 24.430 kmol/h = 0.007kmol/sw=1174 kg/h=0.33kg/s=0.93萬噸/年,w=1174/91.96=12.770 kmol/h=0.004kmol/sd=926kg/h=0.26kg/s=0.73萬噸/年,d=926/78.35=11.82kmol/h=0.003kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sf21000.5831.663224.4300.007w11740.330.9312.7700.004d9

14、260.260.7311.820.0033.3塔板數計算 3.3.1、確定最小回流比r 理論塔板數x-y曲線由表3-1相平衡數據繪制苯甲苯混合液的xy圖 得出f（0.34,0.54），即xq=0.34，yq=0.54rmin=（xd-yq）/(yq-xq)=2.215 r=1.35rmin=2.990精餾段操作線的截距b=xd/（r+1）,b=0.246連接ab兩點，直線ab即為精餾段操作線。3.3.2理論塔板數的求取ffedab3.3.3求精餾塔的汽、液相負荷l=rd=2.99 x 11.82=35.34 kmol/h v=(r+1)d=(2.99+1)x11.82=47.16 kmol/h

15、l=l+f=35.34+24.43=59.77 kmol/h v=v=47.16 kmol/h3.3.4求理論塔板數精餾段操作線：,即得y=0.75x+0.25 提留段操作線：，即得y=1.29x+0.003nt圖解法得到：總的理論塔板層數nt=16塊（包括再沸器，冷凝器）進料板位置 nf=9 n精=8 n提=73.3.5平均塔效率et 塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分別算出t=94.03下得相對揮發(fā)度和l如下：由=0.983 =0.012查得塔頂及塔釜溫度分別為：=80.60 =110.0，全塔平均溫度：=(+)/2=(80.60+110.0)/2=9

16、5.3=poa/pob=156.7kpa/62.85kpa=2.454 ,有t - x -y 圖查得該溫度下xa=0.40l=xa苯+（1-xa）甲苯=0.40*0.266+0.60*0.274=0.271 故 *l=0.665-0.245et=0.49(l) =0.5413.3.6實際層數的求取精餾段實際板層數：n精=8/0.54115塊；提餾段實際板層數：n提=8/0.54115塊總塔板數：3.4.精餾塔的工藝條件及相關物性數據的計算3.4.1操作壓力的計算取每層塔板壓降為p=0.7kpa計算。塔頂操作壓力：pd=101.33+0=101.33 kpa進料板壓力p=101.33+0.715

17、=111.83 kpa塔底操作壓力pd=101.33+0.715+100=211.83 kpa精餾段平均壓力pm=（101.33+211.83）/2=156.58 kpa 3.4.2操作溫度 由t-x-y圖得td=80.6，tf=94.2，tw=110.0 精餾段平均溫度tm=（80.6+94.2）/2=87.4 提留段平均溫度tm=（94.2+110.0）=102.13.4.3平均摩爾質量計算 3.4.3.1塔頂平均摩爾質量計算 xd=y1= 0.983代入平衡方程得x1 =0.962 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.98378.11+0.01792.13=78.35kg/kmol

18、 mlmd=x1ma+(1-x1)mb=0.96278.11+0.03892.13=78.64kg/kmol 3.4.3.2進料板的組成 由xf=0.440,查t-x-y圖知:yf=0.687 mvmf=yfma+(1-yf)mb=0.68778.11+0.31392.13=82.50kg/kmol mlmf=xfma+(1-xf)mb=0.44078.11+0.56092.13=85.96kg/kmol 3.4.3.3塔底平均摩爾質量 , (查平衡相圖) 3.4.3.4精餾段氣相平均摩爾分子量 mvm =（mvmd+mvmf ）/2 =（78.35+82.50）/2 =80.42 kg/km

19、ol mlm =（mlmd+mlmf ）/2 =（78.64+85.96）/2 =82.30 kg/kmol 3.4.3.5提餾段平均摩爾質量 3.4.4平均密度的計算 3.4.4.1平均密度的算有理想氣體狀態(tài)方程的計算 3.4.4.2液相平均密度的計算 組分的密度溫度曲線圖 塔頂（=80.60）：進料板（=94.2）： 塔底（）：精餾段：提餾段:3.4.5液體平均表面張力的計算 組分的表面張力-溫度曲線圖塔頂液相平均表面張力的計算：由td=80.6,查圖得,進料板液相平均表面張力的計算：由,查圖得,塔底液相平均表面張力的計算：由tw=110.0,查圖得,精餾段液相平均表面張力為：提餾段液相平

20、均表面張力為：3.4.6液體平均黏度的計算 溫度與黏度的關系圖由上圖中的趨勢線方程，用溫度代入即可求得相應溫度的黏度.當當,查表得精餾段液相平均黏度為 ：3.4.7氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量液相體積流量提餾段：氣相體積流量液相體積流量四、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.1、塔徑的計算 精餾段： 初選塔板間距及板上液層高度，則： 按smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）smith通用關聯圖查smith通用關聯圖 得負荷因子泛點氣速：取安全系數為0.6，則空塔氣速為精餾塔的塔徑按標準塔徑圓整取4.2.精餾塔有效高度的計算4.2.1精餾塔高度：精餾塔有效高度：提餾塔有效高度：在進料板上方

21、開一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為4.2.2精餾塔的總高度：4.2.2.1塔頂空間取塔頂3.5.3.2進料板高度3.5.3.3塔底空間假定塔底空間依儲存液量停留10分鐘，那么塔底液高：取塔底液面距最下面一層板多預留490mm，故塔底空間3.5.3.5封頭高度由塔徑=700mm，取橢圓形封頭，曲面高度h=0.175m，直邊高度h=0.025m3.5.3.4裙座高度取一個平臺高度3.5.3.6塔壁厚計算取每年腐蝕1.5mm，因限制用年數為15年，年壽終了的最低那么壁厚故按標準，取壁厚28mm。3.5.3.7塔總高度（不包括裙座） 4.3塔和塔板的工藝尺寸設計 4.3.1溢流裝置因塔徑為0

22、.8m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設進口內堰。 4.3.1.1溢流堰長（出口堰長）取精餾段堰上溢流強度，滿足強度要求提鎦段堰上溢流強度，滿足強度要求4.3.1.2出口堰高 ，對平直堰精餾段：由及，查化工原理課程設計圖如下得（滿足要求）驗證： (設計合理)提鎦段：由及，查化工原理課程設計圖5-5得，于是：（滿足要求）驗證： (設計合理)降液管的寬度和降液管的面積由，查化工原理課程設計p120圖5-7得，即：，。 4.3.1.3液體在降液管內的停留時間精餾段：提餾段：4.3.1.4降液管的底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有： 在合理范圍之內提鎦段：

23、取液體通過降液管底隙的流速，則有： 故合理選用凹形受液盤，深度。4.3.2塔板布置 4.3.2.1塔板的分塊本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為3塊。 4.3.2.2邊緣區(qū)寬度確定取 4.3.2.3開孔區(qū)面積計算其中： 故 4.3.2.4浮閥數計算及其排列精餾段：預先選取閥孔動能因子,由f0=可求閥孔氣速，即f-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.0545m,而應小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數實際孔速 閥孔動

24、能因數為所以閥孔動能因子變化不大，故此閥孔實排數適用。此開孔率在5%15%范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。5. 塔板上的流體力學驗算 5.1塔板壓降 5.1.1氣體通過干板的壓降 精餾段：由式可計算臨界閥孔氣速，即 ，可用算干板靜壓頭降，即 5.1.2計算塔板上含氣液層靜壓頭降 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， 已知板上液層高度，所以依式 5.1.3計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，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，氣流經一層，浮閥塔板的靜壓頭降為5.2液泛計算精餾段：（1）計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 ，前已計算（2）液體

25、通過降液管的靜壓頭降 因不設進口堰，所以可用式式中 （3）板上液層高度：則為了防止液泛，按式：，取安全系數，選定板間距, 從而可知，符合防止液泛的要求(4) 液體在降液管內停留時間校核應保證液體早降液管內的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計，可見，所夾帶的氣體可以釋放出來5.3霧沫夾帶的計算判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內，是通過計算泛點率來完成的。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精餾段：苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數k值，k=1.0,在從泛點負荷因數圖中查得負荷因數,將以上數值分別代入上式及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點

26、需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。5.4塔板負荷性能圖 5.4.1霧沫夾帶上限線對于苯-甲苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。取泛點率，依上式有：精餾段：整理后得：即 即為負荷性能圖中的線(y1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個值便可依式算出相應的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.002 0.010 0.510 0.428 4.4.2液泛線由式， 聯立。即式中， ，板上液層靜壓頭降 從式知

27、，表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經過降液管的靜壓頭降可用式則 式中閥孔氣速與體積流量有如下關系 精餾段：式中各參數已知或已計算出，即整理后便可得與的關系，即 0 0.005 0.009 0.013 0.77 0.589 0.383 0.099用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。4.4.3液相負荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于35s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內最短停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對

28、應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得提鎦段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。4.4.4氣體負荷下限線（漏液線）對于f1型重閥，因5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量精餾段：即負荷性能圖中的線(y4)。4.4.5 液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 ，代入的值可求出和精餾段： 按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關的豎直線，見圖線(y5) 在操作性能圖上，作出操作點a，連接oa，即為操作線。由精餾段負荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負

29、荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。 在操作性能圖上，作出操作點a，連接oa，即為操作線。由精餾段負荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得 六、輔助設備計算：6.1.塔頂冷凝器的熱負荷和冷卻水用量塔頂溫度 =80.60 冷凝水t1=30 t2=40 由表3-9得：由，得 塔頂被冷凝量：冷凝的熱量 取傳熱系數則傳熱面積冷凝水流量故一年清水用量：6.2.塔底再沸器的熱負荷和水蒸汽用量塔底溫度 =110.0 用t0=290的蒸汽，釜液出口溫度t1=160則由，

30、得 塔底被冷凝量：冷凝的熱量 取傳熱系數則傳熱面積柴油流量故一年柴油用量：6.3裝置經濟效益和工藝評價6.3.1設備費用計算（以r=2.99計算為例）6.3.1.1塔體費用塔體真實直徑為塔徑加壁厚即：故其塔體截面積為：所以其塔體體積按塔體報價5000元/（立方米塔），故其塔體費用為：12.03萬元6.3.1.2塔板費用塔板總面積按塔板報價3000元/（平方米塔板f1型浮閥（重閥），故其塔板總費用為：4.83萬元6.3.1.3總換熱器費用2個換熱器的總面積為：16.26+5.12=21.38按傳熱面積報價4000元/平方米，故其總換熱器費用：21.384000=8.6萬元6.3.1.4總設備費用

31、總設備費用為：12.03+4.83+8.6=25.46萬元6.4.2固定資產折舊后年花費用折舊后每年設備花出的費用按下列公式估算：6.4.3主要操作年費用計算（以r=2.99計算為例）6.4.3.1清水用量費用依據前面可知，每年塔頂冷凝器用水量，按冷卻水報價為16元/噸故其冷卻水總費用為：14.9116=238.56萬元6.4.3.2柴油用量費用依據前面可知，每年再沸器柴油用量m=8.15萬噸/年，按柴油費報價為160元/噸故其柴油總費用為：8.15160=1304萬元/年6.4.3.3料液輸送費按料液輸送報價3元/噸，得其年料液輸送費為：1.66323=4.99萬元/年6.4.3.4總操作費

32、用由上可得其總操作費用為：238.56+1304+4.99=1547.55萬元/年6.5.年總成本 由以上可得年總成本為：年設備費=年總操作費=2.02+1547.55=1549.57萬元/年6.6年利潤：60050000=3000萬元/年 平均每天利潤：3000/330=9.1萬元/天 年成本：1549.57萬元/年 平均每天成本：即每天凈利潤：9.10-4.70=4.50萬元/天 則投資回收期限：邊界虧損：七、設計結果總匯序號項目符號單位計算結果1平均溫度tm94.122塔頂流量氣相vsm3/s0.3863液相l(xiāng)sm3/s0.0014塔底流量液相l(xiāng)sm3/s0.00185理論塔板數nt塊1

33、6（包括再沸器）6實際塔板數np塊327塔的總高度（不包裙座）hm16.598塔徑dm0.89板間距hlm0.4510塔板溢流形式單流型11空塔氣速um/s1.05412溢流裝置溢流管形式弓型13溢流堰長度lwm0.6414溢流堰高度hwm0.06115板上液層高度hlm0.0716堰上液層高度howm0.0117安定區(qū)寬度wsm0.0718鼓泡面積aam20.022519閥孔直徑dm0.03920浮閥數個n個5221閥孔氣速u0m/s6.2122閥孔動能因數f01023開孔率%12.324孔心距tm0.07525排間距tm0.0526塔板壓降ppa584kpa27液體在降液管內的停留時間s3

34、3.928底隙高度hom0.0229泛點率46.730液相負荷上限ls maxm3/s0.006831液相負荷下限ls minm3/s0.000332氣相負荷下限vs minm3/s0.18533操作彈性 2.63八、裝置開停工操作原則8.1開停工操作：開工步驟：1）氮氣置換、檢驗氣密性；2）進料；3）投用塔頂冷凝器；4）投用塔底再沸器，升溫；5）塔頂受槽建立液位后啟動回流泵建立全回流操作；6）調整操作至產品質量合格。停工步驟：1）降負荷，停止產品采出，全回流操作；2）降溫；3）退油；4）置換，吹掃；5）蒸塔。8.2注意事項：初開車階段：這時要盡快建立塔平衡：需要調整的參數有加熱量，進料量，這

35、時一般采用全回流操作，塔壓逐步升高；通過控制加熱量來控制溫升速率，塔壓升高速率；塔頂不合格物料可采回開工槽。塔平衡建立以后，跟蹤分析物料直到產品合格。提料階段：塔平衡建立后，進入逐步提高進料階段，這時要根據給定的工藝條件，逐步降低回流量，提高進料量時，根據給定塔底溫度條件，逐步提高加熱量；當回流比達到工藝要求時，穩(wěn)定一段時間，使塔平衡進一步穩(wěn)定。以后每次提料時可先少量提高加熱量，再提高進料和回流量，直到達到精餾塔的設計負荷；同時隨著進料和加熱量的提高，塔壓會相應提高。穩(wěn)定運行階段：進入穩(wěn)定運行后，多觀察各控制點的變化，作相應的調整，這是經驗的逐步積累了。精餾過程中任一個參數的變化都可能引起其它

36、工藝參數的不穩(wěn)定，嚴重時會破壞整個塔平衡。精餾控制是一個復雜的系統工程，各項工藝指標相輔相成，溫度，壓力，流量都要進行控制和調整。不同的階段調整的重點也不一樣。八、結束語 在整個設計過程我們通過查閱各種文獻得到數據、公式，通過給出的設計任務書進行計算，這一過程我覺得我個人的自學能力、合作能力和匯總能力都得到了很大的提高。但在這之中，有三點是設計過程中比較深刻的。一是查找資料。找資料其實不難，關鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數據，然后要自己去辨別了。平時老師上課時，講了很多圖啊、數據表啊，但是到了要用的時候，就有種似乎沒見過的感覺，甚至不知找哪個表的數據才對，就當然就需要

37、問同學，當然自己也要回過頭去學習以前的知識，這也讓我們溫故知新。二是計算。計算是個很考驗耐心的事情，計算過程中稍一不小心就會算錯，而且都是到了算到比較后的時候才發(fā)現，這樣就“前功盡棄”，要改好多東西，所以計算過程就是一個很考驗耐心的事情。期間不能太粗心，做錯了也得認真的返回去改過來，爭取下一次不再出錯。三是畫圖。1、我們是自學cad制圖的，在制作塔設備圖時，大家即使看了網上的一些視頻教學，但是還是不熟練，甚至很多都不會，畫圖的時候也是一個合作過程，同學間互幫互助，這樣效率才高，也容易找出錯誤的地方以便改正。設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、總結、整理出屬于自己的設計書。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產過程和理論的聯系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用. 在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學好基礎知識的重要性。同時通過這次課程設計，我深深地體會到與人合作的重要性。因為通過與同學或者是老師的交流看法很容易發(fā)現自己認識的不足，從而讓自己少走