化工填料塔課程設(shè)計(jì)

1、 前言本題目數(shù)據(jù)來自某石油煉廠的催化重整，重整產(chǎn)生的芳烴有苯、甲苯和二甲苯等，經(jīng)精餾分離得到各種芳烴，苯甲苯精餾是其中精餾分離過程的重要一步在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過精密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。填料塔是以塔內(nèi)的填料作為氣液兩相間接觸構(gòu)件的傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的塔身是一直立式圓筒，底部裝有填料支承板，填料以亂堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安裝填料壓板，以防被上升氣流吹動(dòng)。液體從塔頂經(jīng)液體分布器噴淋到填料上，并沿填料表面流下。氣體從塔底送入，經(jīng)氣體分布裝置（小直徑塔一般不設(shè)氣體

2、分布裝置）分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過填料層的空隙，在填料表面上，氣液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)。填料塔屬于連續(xù)接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，兩相組成沿塔高連續(xù)變化，在正常操作狀態(tài)下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相。當(dāng)液體沿填料層向下流動(dòng)時(shí)，有逐漸向塔壁集中的趨勢，使得塔壁附近的液流量逐漸增大，這種現(xiàn)象稱為壁流。壁流效應(yīng)造成氣液兩相在填料層中分布不均，從而使傳質(zhì)效率下降。因此，當(dāng)填料層較高時(shí)，需要進(jìn)行分段，中間設(shè)置再分布裝置。液體再分布裝置包括液體收集器和液體再分布器兩部分，上層填料流下的液體經(jīng)液體收集器收集后，送到液體再分布器，經(jīng)重新分布后噴淋到下層填料上。 填料塔具有生產(chǎn)能力大，分離效率高，壓降小，持液量小，

3、操作彈性大等優(yōu)點(diǎn)。填料塔也有一些不足之處，如填料造價(jià)高；當(dāng)液體負(fù)荷較小時(shí)不能有效地潤濕填料表面，使傳質(zhì)效率降低；不能直接用于有懸浮物或容易聚合的物料；對(duì)側(cè)線進(jìn)料和出料等復(fù)雜精餾不太適合等。但近年來又傾向于認(rèn)為在一定塔徑范圍內(nèi)，采用新型高效填料（如鮑爾環(huán)或鞍型填料）可以得到很好的經(jīng)濟(jì)效果?？傊鶕?jù)不同的具體情況（特別是在小直徑塔，或壓降有一定限制，或有腐蝕情況時(shí)），填料塔還是具有很多適用的。本次課程設(shè)計(jì)就是針對(duì)苯-甲苯系而進(jìn)行的常壓二元填料精餾塔的設(shè)計(jì)及相關(guān)設(shè)備選型苯-甲苯最新分離工藝苯、甲苯、是重要的石油化工原料?？捎煞紵N聯(lián)合裝置生產(chǎn)得到，經(jīng)過石腦油加氫、連續(xù)重整、芳烴抽提、歧化(含苯甲苯分餾

4、)、異構(gòu)化、吸附分離、二甲苯分餾等裝置組成。經(jīng)芳烴抽提得到的芳烴混合物和歧化汽提塔塔釜液混合后進(jìn)行苯甲苯分餾，最終得到產(chǎn)品，因此，苯甲苯分餾是芳烴聯(lián)合裝置的重要組成部分。同時(shí)，發(fā)展綠色經(jīng)濟(jì)、倡導(dǎo)低碳生活已逐漸成為世界 發(fā)展新趨勢。工信部制定的工業(yè)節(jié)能“十二五”規(guī)劃已對(duì)芳烴聯(lián)合裝置節(jié)能提出了具體要求:“優(yōu)化操作流程，實(shí)現(xiàn)蒸汽能級(jí)的合理利用。通過降低加熱爐有效負(fù)荷、提高加熱爐熱效率等措施，降低加熱爐燃料消耗量。推廣新型高效催化劑(吸附劑)，提高裝置能源利用效率和經(jīng)濟(jì)效益?！爆F(xiàn)工業(yè)裝置的苯甲苯分離工藝通過苯、甲苯塔的熱集成精餾已經(jīng)實(shí)現(xiàn)了節(jié)能降耗，但甲苯塔頂冷凝潛熱仍有富余，沒有充分利用，對(duì)此部分熱能

5、的利用，已經(jīng)引起生產(chǎn)企業(yè)的重視，并提出了一些改進(jìn)工藝，但還存在一些問題。針對(duì)這些情況，有人提出了苯甲苯分離節(jié)能新工藝，充分回收了甲苯塔頂多余冷凝潛熱，同時(shí)避免了現(xiàn)有改進(jìn)工藝中存在的不足，以期為苯甲苯分離裝置的進(jìn)一步節(jié)能降耗提供依據(jù)和借鑒?？梢詫⒓妆剿敹嘤酂崃坑糜诋a(chǎn)生熱水、副產(chǎn)低壓蒸汽等，以回收此部分能量，較好地實(shí)現(xiàn)能量回收，但仍存在一些問題:(1)熱水或低壓蒸汽的去向。對(duì)于熱水，若用于芳烴聯(lián)合裝置，主要用于采暖、伴熱，能量的利用程度受季節(jié)性影響較大，需要跟蹤調(diào)節(jié)，否則，會(huì)引起分離裝置的波動(dòng);若和其他的煉油裝置聯(lián)合，也有裝置操作的不同步性問題;對(duì)于低壓蒸汽，由于蒸汽等級(jí)較低，很難進(jìn)行回收利用。

6、(2)采用水換熱也存在一定的隱患。水的引入，會(huì)出現(xiàn)水進(jìn)入油系統(tǒng)的可能，泄漏的水隨著甲苯一塊采出，在芳烴聯(lián)合裝置中，甲苯往往是循環(huán)至歧化裝置，歧化催化劑對(duì)進(jìn)料中的水含量有較高的要求(104)，過高的水含量會(huì)損壞催化劑。苯甲苯分離節(jié)能新工藝是苯甲苯分離節(jié)能新工藝丁海兵提出的。苯甲苯塔雙效熱集成節(jié)能新工藝可以較好地回收甲苯塔塔頂多余的熱量，同時(shí)避免上述問題的出現(xiàn)。多效精餾的原理與多效蒸發(fā)相似，是通過擴(kuò)展工藝流程降低精餾操作能耗的一種途徑，利用多塔代替單塔，即精餾系統(tǒng)由不同操作壓力的精餾塔組成，利用壓力高的塔頂蒸汽依次作為相鄰壓力低的塔的再沸器熱源，塔頂蒸汽的冷凝熱被精餾系統(tǒng)自身回收利用，因而節(jié)約了精

7、餾的能耗。由于多效精餾可以較好地實(shí)現(xiàn)節(jié)能效果，其應(yīng)用已日趨廣泛。理論上，塔數(shù)目越多越能充分利用各塔之間的能量，節(jié)能效果也越好，但設(shè)備投資也相應(yīng)增加。同時(shí)，由于傳熱需要一定的溫差，由此產(chǎn)生的塔的操作壓力會(huì)急劇增大。對(duì)于芳烴分離過程，塔釜溫度過高，容易造成物料的焦質(zhì)化。因此，甲苯塔采用雙效熱集成的精餾工藝較為合理。苯甲苯分離雙效熱集成節(jié)能工藝既考慮了苯塔、甲苯塔之間的熱集成，又考慮了甲苯塔的雙效熱集成精餾。甲苯精餾采用雙效熱集成精餾節(jié)能工藝，能量匹配合理，充分回收利用了甲苯塔頂?shù)睦淠裏帷?第一章 流程確定和說明1.1加料方式的確定加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制液位

8、高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速，通過重力加料，可以節(jié)省一筆動(dòng)力費(fèi)用，但由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單，安裝方便。如果采用自動(dòng)控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理較復(fù)雜，且設(shè)備操作費(fèi)用高。本設(shè)計(jì)采用高位槽進(jìn)料。1.2進(jìn)料狀況的確定進(jìn)料狀況五種，一般有冷液進(jìn)料和泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流量一定，對(duì)分離有利，節(jié)省加熱費(fèi)用。但冷液進(jìn)料受環(huán)境影響較大，對(duì)于沈陽地區(qū)來說，存在較大溫差，冷液進(jìn)料會(huì)增加塔底蒸汽上升量，增加建筑費(fèi)用。采用泡點(diǎn)進(jìn)料，不僅對(duì)穩(wěn)定塔操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合考慮，設(shè)計(jì)上

9、采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便，而其他進(jìn)料方式對(duì)設(shè)備的要求較高，設(shè)計(jì)起來難度相對(duì)加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.3冷凝方式的確定塔頂冷凝采用全冷凝器，塔頂出來的氣體溫度不高，用水冷凝，且容易冷凝，故用全冷凝器符合要求。1.4回流方式的確定回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小塔型，回流冷凝器一般安裝在塔頂，其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較難。如果需要較高的塔處理量或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不適合于塔頂安裝，且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在此情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上

10、升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。1.5加熱方式的確定加熱方式分為直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱，直接蒸汽加熱時(shí)蒸汽直接由塔底進(jìn)入塔內(nèi)，有省略裝置作用，但在一定的回流比條件下塔底蒸汽對(duì)回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸汽加熱時(shí)通過加熱器使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論板數(shù)，缺點(diǎn)是增加加熱裝置。本次分離苯-甲苯混合液，采用間接蒸汽加熱。1.6再沸器的確定再沸器的形式選用立式再沸器，在相同傳熱面積下，此種再沸器的體積小，節(jié)省費(fèi)用，此外，蒸發(fā)釜的物料始終維持恒定的壓力，傳熱情況穩(wěn)定，在塔釜和蒸發(fā)釜以及相接管道內(nèi)的溫差小，可以減少物料的停留時(shí)

11、間，避免長期受熱。 第二章 精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1.1 操作壓力精餾操作按操作壓力可分為常壓、加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響非常大，當(dāng)壓力增大時(shí)，混合液的相對(duì)揮發(fā)度將減小，對(duì)分離不利；當(dāng)壓力減小時(shí)，對(duì)分離有利。但當(dāng)壓力太低時(shí)，對(duì)設(shè)備要求太高，設(shè)備費(fèi)用增加。因此在設(shè)計(jì)時(shí)一般采用常壓蒸餾苯-甲苯系統(tǒng)設(shè)計(jì)采用常壓精餾。2.1.2 回流比通常，本設(shè)計(jì)取2.1.3 氣液平衡關(guān)系與平衡數(shù)據(jù)常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.

12、0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 常壓下苯-甲苯混合液t-x-y圖 2.2 精餾塔工藝計(jì)算2.2.1 物料衡

13、算1 物料衡算圖該填料精餾塔的物料衡算如圖所示。原料流量，；餾出液流量，；塔釜液流量，；原料中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)。VD,xDVLQBW,xWL,xDQcF,xF 物料衡算圖2物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11Kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.14Kg/kmol已知:, 質(zhì)量分?jǐn)?shù)：, , 所以： 由于精餾過程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)同理可求得：塔頂餾出液的摩爾組成： 塔釜?dú)堃旱哪柦M成： 原料液的平均摩爾質(zhì)量： 塔頂產(chǎn)品的的平均相對(duì)分子質(zhì)量

14、： 塔釜產(chǎn)品的平均相對(duì)分子質(zhì)量： 原料液； 總物料： 易揮發(fā)組分： 代入數(shù)據(jù)解得： 塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量： 塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量： 3各重要控制溫度設(shè)塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為：，氣液平衡圖，用內(nèi)插法解得塔頂： 塔釜： 進(jìn)料： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 4相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 Antoine方程式中:在溫度T 時(shí)的飽和蒸汽壓 mmHg；T溫度 ,；A、B、CAntoine 常數(shù)Antoine 常數(shù)名稱ABC甲苯16.01373096.52-53.67苯15.90082788.51-52.36 P1=1134.80 mmHg P2=458.34 mmHg =2.47 5求最小回流比及操

15、作回流比此處使用解析法確定操作狀態(tài)下的回流比。由于是泡點(diǎn)進(jìn)料（），所以最小回流比操作狀態(tài)下的回流比 6精餾段的氣液相負(fù)荷 7 物料衡算結(jié)果部分物料衡算結(jié)果列于表中。 物料衡算結(jié)果（a）物料流量摩爾分?jǐn)?shù)(%)進(jìn)料97.4247.08塔頂產(chǎn)品46.8696.59塔底釜液50.561.2 物料衡算結(jié)果（b）物料物流精餾段上升蒸氣量128.49提餾段上升蒸氣量128.49精餾段下降液體量81.63提餾段下降液體量179.05內(nèi)插求得溫度為80.882 81.40 109.99 92.71精餾段平均溫度： =87.055提餾段平均溫度： =101.35精餾段平均溫度下的粘度提餾段平均溫度下的粘度mPa&

16、#183;s精餾段提餾段2.2.2 熱量衡算1 加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準(zhǔn)確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá)到1001000，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計(jì)選用300kPa(溫度為133.3)的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。2 冷凝劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為1025。如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如

17、冷凍鹽水、氟利昂、液氨等。本設(shè)計(jì)建廠地區(qū)為沈陽。沈陽市夏季最熱月份平均氣溫為25。故選用的冷卻水25的冷卻水，選擇升溫10，故冷卻水的出口溫度是35。=81.40溫度下: =99.52kJ/(kmol·K)； =124.766kJ/(kmol·K)； =99.52×0.9659+124.766×(1-0.9659) =100.38kJ/(kmol·K)；=109.99溫度下： =107.55kJ/(kmol·K)； =134.16kJ/(kmol·K)； =143.46×0.012+134016×(1-0

18、.012) =133.84kJ/(kmol·K)溫度下： =392.45kJ/kg； =377.78kJ/kg； =392.45×0.9659+377.78×（1-0.9659） =391.95kJ/kg塔頂： =78.11×0.9659+92.14×(1-0.9659) =78.598kg/kmol（1）0度時(shí)塔頂氣體上升的晗塔頂以0為基準(zhǔn)， =128.49×100.38×81.40+128.49×391.95×78.589 =5008208.452kJ/h（2）回流液的焓80.882溫度下： =99.

19、37kJ/(kmol·K)； =124.59kJ/(kmol·K)； =100.23kJ/(kmol·K)= 80.882×81.63×100.23=661758.89kJ/h（3）塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，所以=46.86×100.23×81.40=382317.7129kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=5008208.452-661758.89-382317.7129=3964131.8491kJ/h（5）進(jìn)料口的焓溫度下：=102.74kJ/(kmol·K)； =128.525kJ/(kmol

20、83;K)； =16.385kJ/(kmol·K)所以 =42.81×82.70×338.60=1051170.936kJ/h(6)塔底殘液的焓 =37.723×76.82×368.55=744296.87kJ/h（7）再沸器塔釜熱損失為10%，則=0.9設(shè)再沸器損失能量， 加熱器的實(shí)際熱負(fù)荷 =3964131.84+744296.87+382317.129-1051170.936=4039575.496=4039575.496kJ/h（8）物料衡算結(jié)果 熱量衡算表項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱/116.385100.23133

21、.84熱量Q/1051170.9363964131.849382317.712944888417.283 理論塔板數(shù)的計(jì)算本次設(shè)計(jì)采用圖解法精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程：因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1. 理論板數(shù)圖解法（不含再沸器） 進(jìn)料板 精餾段7塊，提餾段10塊。4.實(shí)際塔板數(shù)精餾塔板數(shù)：=13塊提溜塔板數(shù)：=18塊實(shí)際塔板數(shù)：塊（不含塔釜） 第三章 精餾塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1.精餾塔設(shè)計(jì)的主要依據(jù)和條件 苯-甲苯在不同溫度下的密度溫度=81.40812.74807.88=109.99 718.013780.011=92.71801.206798.291.塔頂條件下的流量和物性參數(shù)=

22、78.11×0.9659+90.14×(1-0.0341)=78.59kg/kmol=0.8125mL/g=0.7447g/mL=744.7=2.701=78.59×128.49=10098.0291kg/h=6415.30kg/h2 進(jìn)料條件下的流量和物性參數(shù)=78.12×0.4708+92.14×0.5292=85.53kg/kmol=2.85=1.2507mL/g=799.54=88.53×128.49=10989.75kg/h精餾段：=6981.81kg/h提餾段：=15314.15kg/h3.塔底條件下的流量和物性參數(shù)=78

23、.11×0.012+92.14×0.988=91.97kg/kmol=2.925=779.99mL/g=779.99=91.79×128.49=11817.23kg/h=16467.23kg/h4.精餾段的流量和物性參數(shù)=2.775=806.02=10544.19kg/h=6698.56kg/h5.提餾段的流量和物性參數(shù)=2.8875=789.756=11403.488kg/h=15904.19kg/h6.體積流量塔頂：進(jìn)料：塔底：精餾段：提餾段： 3.2.塔徑設(shè)計(jì)計(jì)算1.填料選擇填料塔內(nèi)所用的填料應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進(jìn)行選擇，并對(duì)填料的品種、材質(zhì)及尺寸進(jìn)行綜

24、合考慮，應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型塔填料。對(duì)性能相近的填料，應(yīng)根據(jù)它們的特點(diǎn)進(jìn)行技術(shù)、經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)，使所選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費(fèi)用最低或較低。填料是填料塔中汽液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設(shè)計(jì)的重要環(huán)節(jié)。鮑爾環(huán)由于環(huán)壁開孔，大大提高了環(huán)內(nèi)空間，及環(huán)內(nèi)表面的利用率，氣流阻力小液體分布均勻，與拉西環(huán)相比，其通量可增加50%以上，傳質(zhì)效率可提高30%左右，鮑爾環(huán)是目前應(yīng)用較廣的填料之一。對(duì)填料的基本要求有比表面積和孔隙率較大，堆積密度較小，有足夠的機(jī)械強(qiáng)度，有良好的化學(xué)穩(wěn)定行及液體的濕潤性，價(jià)格低廉等。

25、綜合以上因素及鮑爾環(huán)的優(yōu)點(diǎn)，本設(shè)計(jì)選用型填料。填料塔內(nèi)所使用的填料應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)工藝技術(shù)的要求進(jìn)行選擇，并對(duì)填料的品種、材質(zhì)及尺寸進(jìn)行綜合考慮，應(yīng)盡量選用及時(shí)、應(yīng)盡量選用技術(shù)資料齊全，使用性能成熟的新型塔填料。對(duì)性能相近的填料，應(yīng)根據(jù)它們的特點(diǎn)進(jìn)行技術(shù)、經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)，使所選用的填料既能滿足生產(chǎn)要求，又能使設(shè)備的投資和操作費(fèi)用最低。填料是填料塔中氣液接觸的基本構(gòu)件，其性能的優(yōu)劣是決定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的選擇是填料塔設(shè)計(jì)的重要環(huán)節(jié)。鮑爾環(huán)由于環(huán)壁開孔，大大提高了環(huán)內(nèi)空間及環(huán)內(nèi)表面的利用率，氣流阻力小，液體分布均勻，與拉西環(huán)相比，其通量可增加50%以上，傳質(zhì)效率提高30%左右，鮑爾環(huán)是目

26、前應(yīng)用較廣的填料之一。綜上以上因素及鮑爾環(huán)的優(yōu)點(diǎn)，且由于38鮑爾環(huán)各項(xiàng)參數(shù)齊全，故本次選用38鮑爾環(huán)為塔填料。 填料尺寸性能填料名稱（）堆積個(gè)數(shù)n（）堆積密度()比表面a（）空隙率（%）金屬鮑爾環(huán)130003651290.9451） 精餾段的氣、液相體積流率為： 由，其中的由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為： 取板間距，則 查圖得=0.075 取安全系數(shù)0.7，u=0.7 =0.8932m/sD=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 2.提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的氣、液相體積流率為： 由，其中的由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為： 填料塔泛點(diǎn)氣速及氣體壓力降計(jì)算用關(guān)聯(lián)圖 取板間距，則 查圖得=0.083 取安

27、全系數(shù)0.7，u=0.7 =0.900m/sD=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為 (3)全塔塔徑 圓整后：全塔塔徑為1.2m3.3填料層高度計(jì)算1等板高度設(shè)計(jì)計(jì)算 塔液體表面張力的計(jì)算溫度苯甲苯平均值81.4021.03221.54621.3040109.9918.801219.501118.825192.7119.674820.301920.2944（1）精餾段因?yàn)榇藴囟认?，且液相中甲苯較多，故取甲苯作近似計(jì)算。查得代入上式，解得（2）提餾段解得：采用上訴方法計(jì)算出填料層高度后，還應(yīng)留出一定安全系數(shù)。根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，填料層高度一般為，本次取。設(shè)計(jì)時(shí)的填料高度，m；Z工藝計(jì)算得到的

28、填料高度，m；2、填料層壓降計(jì)算（1）精餾段由上述計(jì)算知： 查得u空塔氣速，m/s；由前計(jì)算，查埃克特通用關(guān)聯(lián)圖 填料塔泛點(diǎn)氣速及氣體壓力降計(jì)算用關(guān)聯(lián)圖（2）提餾段由上訴計(jì)算可知查得u空塔氣速，m/s；由前計(jì)算，查?？颂赝ㄓ藐P(guān)聯(lián)圖 總壓降為 1.353kpa 第四章附屬設(shè)備及主要附件的選型計(jì)算一冷凝器 本次設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器。 冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當(dāng)氣體流入冷凝器時(shí)，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。沈陽最熱月平均氣溫t=25。冷卻劑用深井水，冷卻水出口溫度一般不超過40，否則易結(jié)垢，取=38。泡點(diǎn)回流溫度1.計(jì)算冷卻水流量 kg

29、/h2.冷凝器的計(jì)算與選型冷凝器選擇列管式，逆流方式 =49.596 操作彈性為1.2， 公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長/mm換熱面積公稱壓力MPa2733215002.5二再沸器選用立式熱虹吸管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇3.69atm，140的水蒸氣，傳熱系數(shù)K=600kcal/(m·h·)=2520kJ/(m·h·)，=513kcal/kg1間接加熱蒸汽量 2再沸器加熱面積為再沸器液體入口溫度；為回流汽化為上升蒸汽時(shí)的溫度；為加熱蒸汽溫度；為加熱蒸汽冷凝為液體的溫度；用潛熱加熱可節(jié)省蒸汽量從而減少熱量損失公稱直徑/mm管程數(shù)管子數(shù)量管長

30、/mm換熱面積公稱壓力MPa80020525006三塔內(nèi)其他構(gòu)件1接管管徑的計(jì)算和選擇1.塔頂蒸汽管從塔頂只冷凝器的蒸汽導(dǎo)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(huì)影響塔真空度。操作壓力為常壓，蒸汽速度 圓整后 塔頂蒸汽管參數(shù)表外徑壁厚有效內(nèi)截面積每米管子重量每米管長外表面積325875062.541.0212回流管冷凝管安裝在塔頂時(shí)，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(yīng)提高，對(duì)于重力回流，一般取速度為，本次設(shè)計(jì)取。 回流液體質(zhì)量流量，； 塔頂液相密度，。圓整后，查得合適的回流管參數(shù)列于表中。 回流管參數(shù)表內(nèi)管 外管半徑內(nèi)管重/（kg/m）225120

31、1504.623.進(jìn)料管本次加料選用泵加料，所以由泵輸送時(shí)可取1.52.5m/s，本次設(shè)計(jì)取=2.0m/s。 圓整后 進(jìn)料管參數(shù)表內(nèi)管 外管半徑內(nèi)管重/（kg/m）2251201504.624.塔釜出料管 塔釜流出液體的速度一般可取0.51.0m/s，本次設(shè)計(jì)取。 圓整后 塔釜蒸汽管參數(shù)表.內(nèi)管 外管半徑內(nèi)管重/（kg/m）2251201504.622液液體分布器采用篩孔盤式分布器，此裝置適用于塔內(nèi)徑150mm1200mm的塔設(shè)備。1、 回流液分布器 分布器參數(shù)塔徑/mm分布盤直徑/mm圓環(huán)高度/mm液體負(fù)荷的適用范圍10008802001.00-54.0孔數(shù)計(jì)算：當(dāng)D=1200mm時(shí)，每24

32、0設(shè)置一個(gè)噴淋點(diǎn)?？讛?shù)：孔徑計(jì)算：取h=160mm, 圓整后2、進(jìn)料液分布器圓整后3除沫器除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，以降低有價(jià)值的產(chǎn)品的損失，并改善塔后動(dòng)力設(shè)備的操作。近年來，在國內(nèi)石油化工設(shè)備中，廣泛應(yīng)用絲網(wǎng)除沫器。除沫器的直徑取決于氣體量及選定的氣體速度。影響氣體速度的因素很多，如霧沫夾帶量，氣、液體的密度，液體的表面張力和粘度以及絲網(wǎng)的比表面積等。其中，氣體和液體的密度對(duì)氣體速度的影響最大。氣速計(jì)算 式中 K常數(shù)，取0.107； 塔頂氣體和液體密度（kg/m） 除沫器直徑計(jì)算：式中，V為氣體體積處理量， 4液體再分布器 液體在亂堆填料層內(nèi)向下流動(dòng)時(shí)，有偏向塔壁流動(dòng)的傾向，

33、偏流往往造成塔中心的填料不被潤濕。塔徑越小，對(duì)應(yīng)于單位截面積的周邊越長，這種現(xiàn)象越嚴(yán)重。為將流動(dòng)塔壁處的液體重新匯集并引向塔中央?yún)^(qū)域，可在填料塔層內(nèi)每隔一定高度設(shè)置液體再分布器，每段填料層的高度因填料種類而定，對(duì)鮑爾環(huán)，可為塔徑的510倍，但通常不超過6m。此次設(shè)計(jì)填料層的高度選塔徑的10倍，故每處裝一個(gè)再分布器。 5填料支撐板的選擇本次設(shè)計(jì)選用分塊式氣體噴射式支撐板。這種設(shè)計(jì)板可提供100%的自由截面，波形結(jié)構(gòu)系統(tǒng)承載能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形內(nèi)增設(shè)加強(qiáng)板，可提高支撐板的剛度。他的最大液體負(fù)荷為145，最大承載能力為40kPa，由于本塔較高，故選此板。主要設(shè)計(jì)參考：表

34、.分塊式氣體噴射式支撐板的設(shè)計(jì)參考數(shù)據(jù)塔徑D/(mm)板外徑D/mm分塊數(shù)近似重量/N300294228表.支撐圈尺寸塔徑/(mm)圈外徑/(mm)圈內(nèi)徑/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.26.塔釜設(shè)計(jì)料液在釜內(nèi)停留15min，裝料系統(tǒng)取0.5。塔底高（h）：塔徑（d）=1:2塔底液料量 塔底體積 因?yàn)?， 所以 7塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭切線的距離。為了減少塔頂出口氣體中夾帶的液體量，頂部空間一般取1.21.5m，本設(shè)計(jì)取1.2m。8手孔的設(shè)計(jì) 手孔是指手和手提燈能伸入的設(shè)備孔口，用于不便進(jìn)入或不必進(jìn)入設(shè)備即能清理、檢查或修理的場合

35、。手孔又常用作小直徑填料塔裝卸填料之用，在每段填料層得上下方各設(shè)置一個(gè)手孔。9裙座的設(shè)計(jì)由于塔徑為，所以手孔可設(shè)計(jì)為直徑為大小的圓孔。塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形?？紤]到工藝中采用直立式再沸器，裙座高度取, 第五章 精餾塔高度計(jì)算經(jīng)過工藝計(jì)算，精餾塔各部分的高度列于表中。 精餾塔各部分高度列表（單位：mm）塔頂塔釜裙座填料層高度塔釜法蘭高12002121.030021825200噴淋高度塔頂接管高度噴頭彎曲半徑噴頭上方空本次設(shè)計(jì)的填料塔的實(shí)際高度為： H=26260mm 第六章設(shè)

36、計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評(píng)價(jià)1 精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表 精餾塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表主要設(shè)計(jì)參數(shù)名稱塔頂塔底進(jìn)料精餾段提餾段液相質(zhì)量流量kg/h46.8650.5697.42質(zhì)量分率%96143摩爾率%96.591.247.8平均分子質(zhì)量kg/kmol78.5991.9785.5382.05583.11液相平均密度812.5779.99799.54806.02789.765氣相平均密度2.7012.9252.852.77552.8875溫度81.40109.9992.7187.055101.35比熱容kJ/(kmol·K)100.38133.84116.385黏度mPa

37、3;s0.30700.24480.27950.2870.257 精餾塔主要工藝尺寸匯總表主要工藝尺寸理論塔板數(shù)17實(shí)際塔板數(shù)31塔徑1.2m塔高26.26m設(shè)計(jì)結(jié)果的自我總結(jié)與評(píng)價(jià)1 個(gè)人總結(jié)：本次課程設(shè)計(jì)的要求為設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合液（混合氣）的填料精餾塔，通過本次課程設(shè)計(jì)我學(xué)到了很多東西。本次課程設(shè)計(jì)需要大量的化工原理計(jì)算，這是我們學(xué)習(xí)化工原理的一次實(shí)踐，不僅鞏固了我們的學(xué)習(xí)成果，也使我們了解了各種計(jì)算在實(shí)際生產(chǎn)中的應(yīng)用與方法。通過具體的填料精餾塔的設(shè)計(jì)，我熟悉了精餾塔的結(jié)構(gòu)、反應(yīng)過程、生產(chǎn)流程，還了解了生產(chǎn)過程中附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)選擇。這不是一個(gè)單一設(shè)備的設(shè)計(jì)，而是一整套生產(chǎn)系統(tǒng)的設(shè)計(jì)。它使

38、我們學(xué)會(huì)了怎樣從實(shí)際生產(chǎn)出發(fā)，周全的考慮問題，從宏觀的角度統(tǒng)籌生產(chǎn)，從微觀的角度設(shè)計(jì)好每一個(gè)細(xì)節(jié)。在本次的課程設(shè)計(jì)中，我查閱了很多資料，了解了許多課堂上學(xué)不到的東西。通過對(duì)學(xué)術(shù)期刊的查閱和網(wǎng)絡(luò)信息的搜索，增強(qiáng)了我獲取信息的本領(lǐng)，這對(duì)我以后的學(xué)習(xí)和生活都會(huì)起到莫大的幫助。本次課程設(shè)計(jì)基本上是成功的，但其中還有一些不足之處。比如。我們的設(shè)計(jì)都是基于理想狀態(tài)的，而實(shí)際生產(chǎn)環(huán)境將更復(fù)雜，系統(tǒng)中還有不少地方需要改進(jìn)和完善。還有設(shè)計(jì)過程中帶來了一些誤差，通過作圖法完成的。通過本次課程設(shè)計(jì)我將理論與實(shí)踐聯(lián)系到了一起，知識(shí)和能力都得到了提高，這些知識(shí)與經(jīng)驗(yàn)對(duì)自己以后的學(xué)習(xí)和工作來說都是一筆寶貴的財(cái)富。通過本次

39、課程設(shè)計(jì)我將理論與實(shí)踐聯(lián)系到了一起，知識(shí)和能力都得到了提高，這些知識(shí)與經(jīng)驗(yàn)對(duì)自己以后的學(xué)習(xí)和工作來說都是一筆寶貴的財(cái)富。通過具體的填料精餾塔的設(shè)計(jì)，我熟悉了精餾塔的結(jié)構(gòu)、反應(yīng)過程、生產(chǎn)流程，還了解了生產(chǎn)過程中附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)選擇。不但要從宏觀的角度統(tǒng)籌生產(chǎn)，而且要從微觀的角度設(shè)計(jì)好每一個(gè)細(xì)節(jié)?；どa(chǎn)上的設(shè)備設(shè)計(jì)離不開實(shí)際數(shù)據(jù)的支持。每一個(gè)理論值計(jì)算的背后都是許許多多前人經(jīng)驗(yàn)的積累，而且計(jì)算出來后要能經(jīng)受住各種考驗(yàn)、能夠與國家標(biāo)準(zhǔn)、行業(yè)標(biāo)準(zhǔn)相符合。這樣的設(shè)計(jì)才能滿足需要，才有可能應(yīng)用于實(shí)際。計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)現(xiàn)在已經(jīng)被廣泛應(yīng)用于生產(chǎn)中，學(xué)會(huì)和掌握這些新技術(shù)是我們現(xiàn)代工程技術(shù)人員所必須的。在本次課程設(shè)

40、計(jì)中，我使用了計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)作圖，不但提高了設(shè)計(jì)效率和設(shè)計(jì)精度，最重要的是實(shí)現(xiàn)了標(biāo)準(zhǔn)化作圖。本次課程設(shè)計(jì)還有很多地方?jīng)]有細(xì)化，各方面數(shù)據(jù)還不齊全，離工業(yè)應(yīng)用型設(shè)計(jì)廣度、精度相距甚遠(yuǎn)。最后，我要感謝我的指導(dǎo)老師，感謝他在本次課程設(shè)計(jì)中對(duì)我的指導(dǎo)和幫助。2 小組總結(jié)項(xiàng)目145年處理量6萬6萬6萬苯含量43%42%40%塔頂苯含量96%97%96%塔底苯含量1%1%2%F97.4297.2796.94D46.8645.3654.09W50.5651.9142.85回流比1.71.62.26理論塔板數(shù)171918塔徑1.21.01.0塔高26.2625.02529.03A 根據(jù)1和4 組的計(jì)算數(shù)據(jù)對(duì)比

41、得：二者的年處理量相同，4比1的苯含量少，1計(jì)算的進(jìn)料F比4大，塔底含量要求相同，1比4塔頂要求含量低，所以D是1組大于4組，F(xiàn)的大小由于比例差別無比較意義。B 在回流比的選擇上，1和4 回流比的確定，因?yàn)樗斔缀恳蟛煌脑?。?duì)于和數(shù)據(jù)5的各種選取上差別較大，沒有比較的必要。C 其實(shí)1數(shù)據(jù)應(yīng)該和2 3組比較的，但是數(shù)據(jù)計(jì)算存在很大的分歧，沒有辦法統(tǒng)一處理，所以比較存在很大的遺憾。D 分組的目的就是為了比較方便，但是分組時(shí)存在很大的遺憾，沒有辦法盡善盡美。為了后來的討論學(xué)習(xí)造成了困擾。附錄1主要符號(hào)說明 主要符號(hào)說明符號(hào)意義計(jì)量單位塔頂餾出液進(jìn)料液塔釜?dú)堃核敎囟人獪囟冗M(jìn)料溫度精餾段平

42、均溫度提餾段平均溫度塔頂組成進(jìn)料組成塔釜組成回流比精餾段下降液體量精餾段上升蒸汽量提餾段下降液體量提餾段上升蒸汽量塔頂平均摩爾質(zhì)量塔釜平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量比熱容表面張力冷卻水消耗量塔頂餾出液帶出熱量冷凝器熱負(fù)荷進(jìn)料熱量塔釜餾出液帶出熱量密度黏度塔徑填料層高度面積塔高直徑2 英文文獻(xiàn)翻譯關(guān)鍵字：atmospheric distillation unit 常壓蒸餾裝置distributor經(jīng)銷商;domestic supplier;國內(nèi)供應(yīng)商domestic customer;國內(nèi)客戶;extraction unit;提取單元;import and export facility;導(dǎo)入和導(dǎo)

43、出功能;isomar unit等物候線單元mixer混合機(jī)overseas supplier海外供應(yīng)商overseas customer海外客戶parex（programmed accounts-receivable extra(service)unit 編程應(yīng)收帳款額外的(服務(wù))product distribution terminal產(chǎn)品銷售終端reforming unit單位改革tatory unittatory單位xylene fractionation unit二甲苯分餾單元benzene苯mixed xylenes混合二甲苯ortho-xylene鄰二甲苯para-xylene對(duì)位

44、二甲苯toluene甲苯內(nèi)容簡介： The scope of this research is concerned with the supply chain of light aromatic compounds, i.e. , benzene, toluene, o -xylene and p -xylene, in the petrochemical industries. The proper production scheme of these compounds over a specified time horizon can be configured by selecting throughput, operating co