武漢工程大學(xué)化工課程設(shè)計(jì)報(bào)告

1、武漢工程大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)課 程 設(shè) 計(jì) 說(shuō) 明 書(shū) 武 漢 工 程 大 學(xué)化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)課題名稱 苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì) 專業(yè)班級(jí) 12級(jí)化學(xué)工程與工藝01班 學(xué)生學(xué)號(hào) 1206211931 學(xué)生姓名 朱思盟 學(xué)生成績(jī) 指導(dǎo)教師 孫 煒 課題工作時(shí)間 2014-12-22至1月5日 武漢工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)專業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班級(jí) 12級(jí)01班 學(xué)生姓名 朱思盟 發(fā)題時(shí)間： 2014 年 12 月 20 日一、 課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì)二、 課題條件（文獻(xiàn)資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量）文獻(xiàn)資料：1 陳敏恒. 化工原理M. 北京：化學(xué)工業(yè)出

2、版社，2002.2 王志魁. 化工原理第三版M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2005.3 王國(guó)勝. 化工原理課程設(shè)計(jì)M. 大連：大連理工大學(xué)出版社，2005.4 路秀林. 塔設(shè)備設(shè)計(jì)M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004.5 汪鎮(zhèn)安. 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2003.6 王松漢. 石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)(第3卷) M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002.7 周大軍. 化工工藝制圖M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2005.8 匡國(guó)柱，史啟才. 化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002.9 湯善甫，朱思明. 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)M. 上海：華東理工大學(xué)出版社，2004.10

3、朱有庭, 曲文海, 于浦義. 化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)上下卷M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社, 2004.11. 賈紹義, 柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)M. 大連：天津大學(xué)出版社，2005.三、 設(shè)計(jì)任務(wù)某廠以苯和乙烯為原料，通過(guò)液相烷基化反應(yīng)生成含苯和乙苯的混合物。經(jīng)水解、水洗等工序獲得烴化液。烴化液經(jīng)過(guò)精餾分離出的苯循環(huán)使用，而從脫除苯的烴化液中分離出乙苯用作生成苯乙烯的原料?，F(xiàn)要求設(shè)計(jì)一采用常規(guī)精餾方法從烴化液分離出苯的精餾裝置。1. 確定設(shè)計(jì)方案 根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)所提供的條件和要求，通過(guò)對(duì)現(xiàn)有生產(chǎn)的現(xiàn)場(chǎng)調(diào)查或?qū)ΜF(xiàn)有資料的分析對(duì)比，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，確定工藝流程。對(duì)選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式

4、進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。2. 主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 包括工藝參數(shù)的選定、模擬設(shè)計(jì)計(jì)算、設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算及結(jié)構(gòu)工藝設(shè)計(jì)。3. 典型輔助設(shè)備的選型和計(jì)算 包括典型輔助設(shè)備的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型號(hào)規(guī)格的選定。4. 繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 A2號(hào)圖紙，以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的物料流向、物流量和主要化工參數(shù)測(cè)量點(diǎn)。5. 繪制主體設(shè)備工藝條件圖 A1號(hào)圖紙，圖面上應(yīng)包括設(shè)備的主要工藝尺寸、技術(shù)特性表和管口表。四、 設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù)進(jìn)料量9200kg/h的物料由20預(yù)熱至壓力為0.14Mpa下泡點(diǎn)狀態(tài)下進(jìn)料，進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：苯0.516、乙苯0.484。要求塔頂餾出苯液中，苯含量

5、不低于98.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40。塔頂全凝器壓力為常壓0.1013MPa。全班以花名冊(cè)序號(hào)順序兩人一組。第一組進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：苯0.596、乙苯0.404，組數(shù)增加1則苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)增加0.002、乙苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)減小0.002。第一組進(jìn)料量為9250kg/h，組數(shù)增加1則流量增加50kg/h，以此類推，其它條件不變。五、 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)內(nèi)容1. 封面2. 任務(wù)書(shū)3. 成績(jī)?cè)u(píng)定表4. 目錄5. 概述（精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求、設(shè)計(jì)原則與步驟、精餾過(guò)程模擬計(jì)算方法）6. 工藝流程方案的說(shuō)明和論證7. 精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇（塔板數(shù)

6、、進(jìn)料位置、操作壓力、回流比）8. 精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)（塔高、塔徑、降液管及溢流堰尺寸、浮閥數(shù)或篩孔數(shù)及排列方式、塔板流動(dòng)性能的校核及負(fù)荷性能圖）9. 輔助設(shè)備的選型及計(jì)算(管路設(shè)計(jì)及泵、貯罐、再沸器、冷凝器選型)10. 設(shè)計(jì)結(jié)果概要(主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù)，設(shè)計(jì)時(shí)規(guī)定的主要操作參數(shù)，各種物料的量和狀態(tài)，能耗指標(biāo)以及附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)及數(shù)量)11. 對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論12. 主要符號(hào)說(shuō)明13. 參考文獻(xiàn)六、 進(jìn)度計(jì)劃1. 查閱文獻(xiàn)資料，初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)內(nèi)容，3天2. 根據(jù)設(shè)計(jì)要求進(jìn)行設(shè)計(jì)，確定設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)初稿，2-3天3. 撰寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，2天4. 繪制工藝流程

7、圖及總裝圖、答辯，2-3天指導(dǎo)教師： 孫煒 2014 年 12 月 20 日 學(xué)科部（教研室）主任： 杜治平 2014 年 12 月 20 日 化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)綜合成績(jī)?cè)u(píng)定表學(xué)生姓名學(xué)生班級(jí)設(shè)計(jì)題目 朱思盟化工01班苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì)指導(dǎo)教師評(píng)語(yǔ)指導(dǎo)教師：孫煒 2014年12月20 日答辯記錄答辯組成員簽字： 記錄人：年 月 日成績(jī)綜合評(píng)定欄設(shè)計(jì)情況答辯情況項(xiàng) 目權(quán)重分值項(xiàng) 目權(quán)重分值1、計(jì)算和繪圖能力351、回答問(wèn)題能力202、綜合運(yùn)用專業(yè)知識(shí)能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運(yùn)用計(jì)算機(jī)能力和外語(yǔ)能力104、查閱資料、運(yùn)用工具書(shū)的能力55、獨(dú)立完成設(shè)計(jì)能力56、書(shū)寫(xiě)情

8、況（文字能力、整潔度）5綜合成績(jī)指導(dǎo)教師：孫煒 學(xué)科部主任：杜治平 2014年12月20日 2014年12 月20日目 錄摘 要1Abstract2一、概述41.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求41.2板式塔的類型41.2.1泡罩塔41.2.2篩板塔51.2.3浮閥塔51.3精餾過(guò)程模擬計(jì)算方法6二、工藝流程方案的說(shuō)明和論證72.1 設(shè)計(jì)方案72.2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明72.2.1選塔依據(jù)72.2.2加熱方式72.2.3選擇適宜回流比72.2.4回流方式72.3操作流程說(shuō)明8三、精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇93.1 精餾塔全塔物料衡算93.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)93.1.2

9、物料衡算進(jìn)料流量103.1.3餾出液流量103.1.4回流比的確定103.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算113.2.1苯-乙苯系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)113.2.2 溫度的計(jì)算123.2.3 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算133.2.4 粘度的計(jì)算133.3理論塔的計(jì)算143.4 塔徑的初步設(shè)計(jì)143.4.1表面張力的計(jì)算143.4.2 密度的計(jì)算143.4.3塔徑的計(jì)算15四、精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)174.1溢流裝置計(jì)算174.1.1堰長(zhǎng)的計(jì)算174.1.2堰高的計(jì)算174.1.3弓降液管的寬度和橫截面積184.1.4降液管底隙高度194.2塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列194.2.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸194.

10、2.2 浮閥數(shù)目及排列204.2.3浮閥數(shù)目及排列204.3塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算214.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降214.3.2液泛224.3.3 霧沫夾帶234.3.4 漏液234.4塔板負(fù)荷性能圖244.4.1霧沫夾帶線244.4.2液泛線244.4.3液相負(fù)荷上限線244.4.4漏液線244.4.5液相負(fù)荷下限線254.4.6 塔板負(fù)荷性能圖254.5操作彈性264.6塔高264.5.1塔頂空間274.5.2人孔數(shù)目274.5.3塔底空間27五、輔助設(shè)備的選型及計(jì)算285.1 管路尺寸設(shè)計(jì)285.2泵的選擇315.3預(yù)熱器計(jì)算315.4全凝器計(jì)算325.5再沸器的計(jì)算335.6法蘭345

11、.7裙座34六、設(shè)計(jì)結(jié)果概要356.1主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù)356.2附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)366.3設(shè)計(jì)時(shí)規(guī)定的主要操作參數(shù)36七、對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論377.1對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述377.2有關(guān)問(wèn)題的討論38八、主要符號(hào)說(shuō)明39參考文獻(xiàn)40VII摘 要化工原理本次課程設(shè)計(jì)任務(wù)為：苯-乙苯連續(xù)分離過(guò)程浮閥板精餾塔設(shè)計(jì)。進(jìn)料量9800kg/h的物料由20預(yù)熱至壓力為0.14Mpa下泡點(diǎn)狀態(tài)下進(jìn)料，進(jìn)料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：苯0.618、乙苯0.382。要求塔頂餾出苯液中，苯含量不低于98.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40。塔頂全凝器壓力為常壓0.1013

12、MPa。此次設(shè)計(jì)過(guò)程的主要設(shè)計(jì)內(nèi)容為：確定設(shè)計(jì)方案、全塔物料衡算、最小回流比以及實(shí)際回流比的確定、理論塔板數(shù)以及實(shí)際塔板數(shù)求取、塔徑以及塔板工藝尺寸計(jì)算、流體力學(xué)性能校核以及負(fù)荷性能圖、塔結(jié)構(gòu)及其他附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)等。以上設(shè)計(jì)內(nèi)容的主要設(shè)計(jì)結(jié)果為R/Rmin=1.5、實(shí)際塔板數(shù)20塊、全塔效率46.1%、塔徑1.2m；塔板堰長(zhǎng)0.84米、堰高0.0587米、塔板實(shí)際篩孔數(shù)117個(gè)、操作彈性3.24等。 關(guān)鍵詞：苯乙苯；全塔效率；浮閥數(shù)；操作彈性AbstractChemical Engineering principles , this course is designed for the fol

13、lowing task: the design of float valve plate distillation column in the process of Benzene - ethylbenzene continuous separation. inlet amount that is 9800kg/h should be in the bubble point status with the press of 0.14Mpa and temperature of 20 and the input material consist of ( mass fraction): Benz

14、ene is 0.618, Ethylbenzene is 0.382. In the top of tower ,there should be benzene solution that consist of more than 98.5% Benzene( mass fraction, similarly hereinafter) ,in the residue, there should be less than 1.5% Benzene. The distillate and on the top of tower should decrease to 40. Full conden

15、ser on the top of tower should in the atmospheric pressure of 0.1013Mpa. The main content of this design process mainly focuses on : the design scheme determination, overall tower material balance, the minimum reflux ration and actual reflux ratio determination, the theoretical tower plate number an

16、d the actual number of plate calculation , the calculation of process dimension on column diameter and column plate , Hydrodynamic performance checking and load performance chart, design of tower structure and other ancillary equipment. The main result of the above designs: R/Rmin=1.5,the actual pla

17、te number is 20, the whole tower efficiency is 46.1%, column diameter is1.1m, plate weir length is 0.77m, weir height is 0.0587m, actual plate sieve number is 116, operating flexibility is 2.62 etc. Key words : Benzene ethylbenzene, Full tower efficiency,Sieve number,Operating flexibility前 言化工原理課程設(shè)計(jì)

18、是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。 精餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過(guò)程中最重要的單元操作之一，蒸

19、餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分揮發(fā)度的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其揮發(fā)性能不同（或沸點(diǎn)不同）來(lái)實(shí)現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計(jì)所選取的苯-乙苯體系，加熱苯（沸點(diǎn)80.1）和乙苯（沸點(diǎn)136.2）的混合物時(shí),由于苯的沸點(diǎn)較乙苯為低,即苯揮發(fā)度較乙苯高,故苯較乙苯易從液相中汽化出來(lái)。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯組成高于原料的產(chǎn)品，依此進(jìn)行多次汽化及冷凝過(guò)程，即可將苯和乙苯分離。多次進(jìn)行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。 本設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)任務(wù)所給WF等為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，已在括號(hào)中說(shuō)明，后文也將進(jìn)行換算。換算之后WF等不再特意說(shuō)明，

20、均代表摩爾分?jǐn)?shù)。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。一 概述1.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能是氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求1。 （1）氣、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 （2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行未定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 （3）流體流動(dòng)的阻力小，

21、即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過(guò)大的壓降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破環(huán)物系的操作。 （4）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 （6）塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是相互矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系的性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾進(jìn)行選型。 1.2板式塔的類型氣-液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，下面著重介紹板式塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁

22、多，根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。1.2.1泡罩塔泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板（1813年），它主要由升氣管及泡罩構(gòu)成。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條行兩種，以前者使用較廣。泡罩有80mm、100mm、150mm三種尺寸，可根據(jù)塔徑的大小選擇。泡罩的下部周邊開(kāi)有很多齒縫，齒縫一般為三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上為正三角形排列。操作時(shí)，液體橫向流過(guò)塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液層，齒縫浸沒(méi)于液層之中而形成液封。升氣管的頂部應(yīng)高于泡罩齒縫的上沿，以防止液體從中漏下。上升氣體通過(guò)齒縫進(jìn)入液層時(shí)，被分散成

23、許多細(xì)小的氣泡或流股，在板上形成鼓泡層，為氣液兩相的傳熱和傳質(zhì)提供大量的界面。泡罩塔板的優(yōu)點(diǎn)是操作彈性較大，塔板不易堵塞；缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高，板上液層厚，塔板壓降大，生產(chǎn)能力及板效率較低。泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所取代，在新建塔設(shè)備中已很少采用。1.2.2篩板塔 篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右；處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10%15%；塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻；操作彈性較?。s2

24、3）；小孔篩板容易堵塞。1.2.3浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理黏稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國(guó)外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。浮閥塔的類型很多，國(guó)內(nèi)常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮閥應(yīng)用最為普遍。近年來(lái)研究開(kāi)發(fā)出的新型

25、浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯形浮閥、雙層浮閥、V-V型浮閥、混合浮閥等，其共同的特點(diǎn)是加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)更趨于合理，操作彈性和塔板效率得到進(jìn)一步的提高。但應(yīng)指出，在工業(yè)應(yīng)用中，目前還多采用F1型浮閥，其原因是F1型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，各種設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)完善，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比。浮閥塔特點(diǎn)：處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20%40%，而接近于篩板塔；操作彈性大，一般約為59，比篩選、泡罩和舌形塔板的操作彈性要大得多；塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；壓力小，在常壓塔中每塊板的壓降一般為400660N/；液面梯度?。皇褂弥芷陂L(zhǎng)，黏度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常

26、操作；結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60%80%，為篩板塔的120%130%。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。1.3精餾過(guò)程模擬計(jì)算方法（1）設(shè)計(jì)方案的確定和說(shuō)明。根據(jù)給定任務(wù)，對(duì)精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。（2）精餾塔的工藝計(jì)算。（3）計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。 （4）管路及附屬設(shè)備如再沸器、冷凝器的計(jì)算和選型。二 工藝流程方案的說(shuō)明和論證2.1 設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-乙苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用冷夜進(jìn)料，將原料液送入精餾塔內(nèi)。塔

27、頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)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(chǔ)罐。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明2.2.1選塔依據(jù) 浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。 浮閥塔之所以這樣廣

28、泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：(1) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。(2) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(3) 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400660N/m2。(4) 液面梯度小。 (5) 使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(6) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。2.2.2加熱方式：直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn)物基本是水, 而且在化工廠蒸汽較多，因此采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。2.2.3選擇適宜回流比適宜的回流比應(yīng)該通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算來(lái)確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比為最適

29、宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比R，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的 1.22.0倍。采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。2.2.4回流方式：泡點(diǎn)回流泡點(diǎn)回流易于控制,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便,而且可以節(jié)約能源。2.3操作流程說(shuō)明苯-乙苯溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進(jìn)入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔低蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯-乙苯混合液原料經(jīng)

30、預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程。 三 精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇3.1 精餾塔全塔物料衡算表3.1F原料液流量（kmol/s）xF原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）D塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）xD塔頂組成（摩爾分?jǐn)?shù)）W塔底殘液流量（kmol/s）xW塔底組成（摩爾分?jǐn)?shù)）S加熱蒸汽量（kmol/s）苯的摩爾質(zhì)量 乙苯的摩爾質(zhì)量 3.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)已知量： 泡點(diǎn)進(jìn)料 q=1 苯的摩爾質(zhì)量 乙苯的摩爾質(zhì)量 摩爾分?jǐn)?shù)計(jì)算 平均摩爾質(zhì)量 =3.1.

31、2物料衡算進(jìn)料流量 物料衡算3.1.3餾出液流量 D=72.5325kmol/h W=35.1598kmol/h 3.1.4回流比的確定根據(jù)101.325KPa下，苯-乙苯的汽液平衡組成關(guān)系繪出苯-乙苯x-y圖，因?yàn)楸?乙苯相平衡線具有下凹部分，在操作線與平衡線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上以前，操作線已于平衡線相切，所以采用從(,）做相平衡線下凹部分做切線，從圖知切線的切點(diǎn)e的坐標(biāo)為(0.6727，0.9889)由此可求出操作線計(jì)算 精餾段 提餾段 Q點(diǎn)（0.6727,0.8895）最小回流比 由平衡相圖課得 確定回流比 R=(1.1-2.0）Rmin通過(guò)嘗試比較板數(shù)初步取實(shí)際操作回流比為理論回流比

32、的1.5倍取 根據(jù)圖解法可得理論塔板數(shù) 3.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算3.2.1苯-乙苯系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)根據(jù)苯和乙苯的t-x-y關(guān)系以及操作線做出圖像T/xy 80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.2003.2.2 溫度的計(jì)算：溫度及壓力的計(jì)算全凝器壓力101.3KPa 其壓降為10KPa根據(jù)安妥因方程

33、 用試差法計(jì)算溫度安托因常數(shù)苯 A：6.031 B：1211.033 C:220.790乙苯 A:6.082 B:1424.255 C:213.06塔頂?shù)谝粔K板： P=101.3+10=111.3KPa 假設(shè)溫度為=85.3=2.072 =1.305 驗(yàn)算 則假設(shè)正確 即塔底 取每塊板壓降為0.6KPa假設(shè)實(shí)際有20塊板P=111.3+20*0.6=123.3KPa 假設(shè)塔底溫度為142.5=2.691 =2.068 驗(yàn)算 則假設(shè)溫度正確即=142.53.2.3 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：相對(duì)揮發(fā)度= 3.2.4 粘度的計(jì)算：粘度表3-2 苯、乙苯在不同溫度下的黏度t/0204060801001201

34、400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226=85.3時(shí) =0.297時(shí) 3.3理論塔的計(jì)算 則假設(shè)板數(shù)正確3.4 塔徑的初步設(shè)計(jì)塔徑 3.4.1表面張力的計(jì)算 表3-3不同溫度下苯、乙苯的表面張力 t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82 3.4.2 密度的計(jì)算 表3-4不同溫度下苯、乙苯的密度 t/0204060801001201400.7

35、420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226 則 則 3.4.3塔徑的計(jì)算則取 查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得取 四 精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)因塔徑D = 1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盤(pán)。塔板的板面布置及主要尺寸見(jiàn)圖4.1 圖4.1塔板的板面布置及主要尺寸圖4.1溢流裝置計(jì)算4.1.1堰長(zhǎng)型浮閥塔的孔徑為0.039m 4.1.2堰高 的計(jì)算取板上液層高度：hL=0.07m本設(shè)計(jì)采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進(jìn)口堰，堰上液高度按下式計(jì)算 (近似取E=1)¨ 精

36、餾段：堰高：¨ 提餾段：堰高：4.1.3弓降液管的寬度和橫截面積圖4.2 弓形降液管的寬度與面積 查表有 則驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段：提餾段： 停留時(shí)間故降液管可以使用4.1.4降液管底隙高度圖4.3降液管示意圖¨ 精餾段： 取¨ 提餾段： 取 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度，不再單獨(dú)設(shè)置出口堰。4.2塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列4.2.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸 塔徑大于800mm，由于剛度，安裝，檢修的要求，多將塔板分成數(shù)塊通過(guò)人孔送入塔內(nèi)，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可以分為五個(gè)區(qū)域：開(kāi)孔區(qū)(鼓泡區(qū)、有效傳質(zhì)區(qū))、邊緣區(qū)(無(wú)效區(qū))、降液區(qū)、出

37、口安定區(qū)、入口安定區(qū)。因D=1.0m，取破沫區(qū)的寬度Ws= 0.07m，無(wú)效區(qū)寬度Wc= 0.05m。降液區(qū) 開(kāi)孔區(qū)(鼓泡區(qū)、有效傳質(zhì)區(qū))出口安定區(qū)邊緣區(qū)(無(wú)效區(qū))入口安定區(qū)降液區(qū) 本設(shè)計(jì)塔徑D=1m，故塔板采用分塊式，以便通過(guò)入孔裝拆塔板。4.2.2 浮閥數(shù)目及排列采用F1型浮閥，重量為32g(重閥)，孔徑為39mm。4.2.3浮閥數(shù)目及排列取 則孔數(shù)： 按正三角形排列以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)目為113個(gè)。 開(kāi)孔率4.3塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降 根據(jù)，計(jì)算。¨ 精餾段：(1) .干板阻力： 因<，故按不全開(kāi)計(jì)算 (2) .板上充氣液層阻力：

38、 取，則： (3).液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為： ¨ 提餾段：(1).干板阻力： (2).板上充氣液層阻力： 取，則： (3).液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為： 4.3.2液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度， 取=0.5 所以 即： 為了防止液泛，?。?通過(guò)驗(yàn)算滿足情況 所以符合防止液泛的要求。4.3.3 霧沫夾帶 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度： 板上液體流經(jīng)面積： 取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.09¨ 精餾段：泛點(diǎn)率：對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量

39、霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%，由以上計(jì)算知，霧沫夾帶能夠滿足0.11（液/氣）的要求。¨ 提餾段： 取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.1則 泛點(diǎn)率： 由以上計(jì)算知，符合要求。4.3.4 漏液前面在進(jìn)行塔板上的浮閥數(shù)目計(jì)算及排列的時(shí)候已經(jīng)核算過(guò)，閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在正常操作范圍內(nèi)，不會(huì)造成漏液。 4.4塔板負(fù)荷性能圖4.4.1霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率： 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算。¨ 精餾段整理得：由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可算出Vs。¨ 提餾段整理得： 4.4.2液泛線液泛線 4.4.3液相負(fù)荷

40、上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于35s。 以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： 4.4.4漏液線對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則由知： 漏液線 4.4.5液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。由式： 得：液相負(fù)荷下限 4.4.6 塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)上面求出的各段的符合性能曲線分別畫(huà)出塔板負(fù)荷性能曲線圖。4.5操作彈性 精餾段操作線方程為： 已知，帶入解得： 操作彈性為： 提餾段操作線方程為： 已知，帶入解得： 操作彈性為：4.6塔高 板式塔的塔高如圖 5-1 所示，塔體總高度（不包括裙座）由下

41、式?jīng)Q定：式中塔頂空間，m； 塔底空間，m； 塔板間距，m； 開(kāi)有人孔的塔板間距，m； 進(jìn)料段高度，m； 實(shí)際塔板數(shù)； 人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間）4.5.1塔頂空間 塔頂空間（見(jiàn)圖5-1）指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取 為（ 1.52.0）HT。若圖5-1 塔高示意圖需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂空間 4.5.2人孔數(shù)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(duì)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(gè)人孔；對(duì)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(kāi)一個(gè)人孔。人孔直徑通常為45

42、0mm。此處取人孔數(shù)為3. 4.5.3塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15 分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取35分鐘，否則需有1015 分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取35 分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取11.5 分鐘。此處取停留時(shí)間為5 分鐘。塔高為：五 輔助設(shè)備的選型及計(jì)算5.1 管路尺寸設(shè)計(jì)進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，T 型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用通過(guò)泵輸送料液直管進(jìn)料，管徑計(jì)算如下：（1）進(jìn)料管, ,則體積流量 取管內(nèi)流速則管徑查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取進(jìn)料管規(guī)格5

43、0x2.5則管內(nèi)徑d=45mm進(jìn)料管實(shí)際流速（2）回流管采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，塔頂液相平均摩爾質(zhì)量則液體流量取管內(nèi)流速，則回流管直徑查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格 則管內(nèi)直徑d=26mm回流管內(nèi)實(shí)際流速（3）塔頂蒸汽接管t=85.3塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 塔頂汽相平均密度則蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格140×4.5 則實(shí)際管徑d=131mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速（4）釜液排出管塔底 ，塔底汽相平均摩爾質(zhì)量 平均密度體積流量：取管內(nèi)流速則查無(wú)隙鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取回流管規(guī)格則實(shí)際管徑d=48mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速（5） 塔釜進(jìn)氣管，塔頂汽相平均摩

44、爾質(zhì)量 塔釜蒸汽密度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146×4.5 則實(shí)際管徑d=137mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速5.2泵的選擇泵的計(jì)算及選型進(jìn)料溫度 已知進(jìn)料量取管內(nèi)流速，則則管徑故可采用故可采用50x3.0 的離心泵。則內(nèi)徑d=46mm，得：取絕對(duì)粗糙度為：； 則相對(duì)粗糙度為：摩擦系數(shù) 由 得=0.03進(jìn)料口位置高度：揚(yáng)程：則選取型號(hào)為50Y-60的Y型離心油泵5.3預(yù)熱器計(jì)算預(yù)熱器的選型選取600KPa的水蒸氣為熱源查表可得T=158.7熱負(fù)荷量 此溫度下查表則則K取值為換熱面積選取換熱管徑為 公稱直徑為600mm 管程數(shù)為1 管數(shù)245 換熱管長(zhǎng)3000mm

45、中心管數(shù)17 換熱面積55.02m25.4全凝器計(jì)算全凝器的選取塔頂溫度t=85.3 此溫度下查表可得苯和乙苯的汽熱比為則 取K=100w/（m2*K)=360/(m2*h*K)選取換熱管徑為 公稱直徑為800mm 管程數(shù)4 管數(shù)442 管長(zhǎng)6000mm 換熱面積195.14m2 中心管數(shù)235.5再沸器的計(jì)算再沸器塔底t=142.5查圖可得取K=100w/（m2*K)=360/(m2*h*K) 則選取換熱管徑為 公稱直徑為1100mm 管程數(shù)2 管數(shù)894 管長(zhǎng)9000mm 換熱面積637.99m2 中心管數(shù)335.6 法蘭由于操作壓力不高，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直

46、徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：PN6DN40 HG 5010回流管接管法蘭：PN6DN60 HG 5010塔頂蒸氣管法蘭：PN6DN500 HG 5010釜液排出管法蘭：PN6DN30 HG 50105.7 裙座塔底采用裙座支撐，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，此處裙座高度取3m。 六 設(shè)計(jì)結(jié)果概要 6.1主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù)表11-1 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算所數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1.21.2板間距HTm0.430.43塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u(mài)m/s1.33801.479堰長(zhǎng)lwm0.840.84堰高h(yuǎn)wM 0

47、.06290.0467板上液層高度hLm0.070.07降液管底隙高h(yuǎn)0m0.05690.0407浮閥數(shù)N113113等腰三角形叉排閥孔氣速u(mài)0m/s6.4027.423同一橫排孔心距浮閥動(dòng)能因子F01012相鄰橫排中心距離孔心距tm0.0750.075排間距t'm0.0700.068單板壓降ppPa569.46702.67液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間s39.9126.651降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.004430.139泛點(diǎn)率%72.95%60.34%氣相負(fù)荷上限(Vs)maxm3/s0.007290.00729氣相負(fù)荷下限(Vs)minm3/s0.000880.00088霧沫夾帶控制操作

48、彈性8.25868.3207漏液控制6.2附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)表11-2 接管尺寸確定項(xiàng)目接管尺寸管內(nèi)流速/(m/s）接塔頂蒸汽出口管67.91管塔頂出料管 64.02尺回流液入口管 1.72寸進(jìn)料管2.15確塔底出料管0.76定塔底蒸汽出口管 0.44866.3設(shè)計(jì)時(shí)規(guī)定的主要操作參數(shù)序號(hào)項(xiàng) 目數(shù) 值精餾段提餾段1平均溫度 tm，85.5 142.72液體平均密度(kg/m) 808.813753.983氣體平均密度( kg/m)2.6663 3.04614液相表面張力17.749 38.9415混合物黏度 (m Pa·s)0.297 0.2216相對(duì)揮發(fā)度6.55 4.277氣相流量 Vs,（m3/h） 3110.9773607.15678液相流量 Ls,(m3/h) 3.28919.7369實(shí)際塔板數(shù)8 13 10塔徑D,m1.21.211板間距H,m0.430.4312降壓