苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾的工藝設計和塔設備設計-化工課程設計

濟南大學課程設計-41-濟南大學課程設計用紙設計說明本次設計的任務是利用連續(xù)精餾裝置，分離苯-甲苯二元混合液。其生產能力為60000噸/年，料液組成xAF=0.35，產品要求xAD=0.98，xAW=0.02。原料入塔溫度為60℃。本次設計主要進行分離精餾工藝設計及篩板精餾塔的相關計算設計，主要包括塔直徑、實際塔板數(shù)、實際進料板位置、板間距、塔頂空間高度、塔底空間高度、塔總高度，同時表達出塔體上的各種開孔情況，并且列出管口表。繪制相關工藝流程圖。關鍵詞：連續(xù)精餾；篩板塔；苯-甲苯；精餾塔1設計概述1.1設計的目的（1）查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據的能力；（2）綜合分析設計任務要求，確定化工工藝流程，進行設備選型；（3）迅速準確進行工程計算的能力；（4）用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設計思想的能力。1.2塔設備在化工生產中的作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的?？稍谒O備中完成常見的單元操作有：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。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產品質量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.3塔設備的分類塔設備經過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內件結構分為板式塔、填料塔兩大類。1.4板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多，根據目前國內外的現(xiàn)狀，注意到的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.4.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之處在于結構復雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.4.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產能力大（20％－40％）（2）.塔板效率高（10％－15％）（3）.壓力降低（30％－50％）而且結構簡單，塔盤造價減少40％左右，安裝維修都比較容易[1]。1.4.3浮閥塔20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質過程。浮閥式之所以廣泛的應用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結構簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。2設計方案的確定及流程說明2.1塔類型的選用本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯-甲苯的分離。苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設計選用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，內裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經溢流管（一部分經篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。2.2裝置流程說明精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。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泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，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。工藝流程圖如下圖：圖2.1連續(xù)精餾裝置工藝流程圖3設計方案中參數(shù)的確定設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。3.1操作壓力塔內操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：⑴壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。⑵考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設備費用的增加，可以使用加壓操作。⑶真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。此處選擇在常壓下操作。3.2進料熱狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。q值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進料量F的比值D/F有關；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經濟；對于高溫精餾，當D/F值大時宜采用較小的q值，當D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點）進料，但需增設原料預熱器。若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高，宜采用氣態(tài)進料。3.3加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設備費用和操作費用。3.4冷卻方式 用常溫水做冷卻劑是最經濟的，水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。3.5回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔內蒸氣量V。對于一定的生產能力，即餾出量D一定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應通過經濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，通常根據下面3種方法之一來確定回流比。根據經驗取操作回流比為最小回流比的1.1∽2倍，即R＝（1.1∽2）Rmin；在一定的范圍內，選5種以上不同的回流比，計算出對應的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當R=Rmin時，塔板數(shù)為∞；R＞Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應視具體情況選定。3.6熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。其次，采用合適的回流比，采用蒸餾系統(tǒng)的合理設置，如采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，也都可以有效地提高精餾塔的熱力學效率。4板式精餾塔的工藝計算4.1物性數(shù)據表4.1常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據溫度液相中苯的摩爾分數(shù)x氣相中苯的摩爾分數(shù)y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由《化學化工物性數(shù)據手冊》P305可知：由表2數(shù)據可以得出苯-甲苯的t-x-y圖，如圖4-1所示：塔頂：，χD=0.98，查表得溫度tD=81.11℃進料：χF=0.35，查表得溫度tF=95.58℃塔釜：，χw=0.02，，插值求得tw=109.38℃由《化學化工物性數(shù)據手冊》P305可知：由表2數(shù)據可以得出苯-甲苯的t-x-y圖，如圖4.1所示。圖4.1苯-甲苯的t-x-y圖表4.2液體的表面張力項目數(shù)值溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由《化學化工物性數(shù)據手冊》P299、P300可知：表4.3苯與甲苯的液相密度項目數(shù)值溫度(℃)8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0由《化學化工物性數(shù)據手冊》P303、P304可知：表4.4液體粘度μ項目數(shù)值溫度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2284.2精餾塔的物料衡算F＝8333kg/h（60000噸/年）1）料液及塔頂、塔底產品含苯摩爾分率塔頂：χD=0.98進料：χF=0.35塔釜：χw=0.02平均分子量苯的摩爾質量甲苯的摩爾質量塔頂：進料：塔釜：3）物料衡算原料處理量F=總物料衡算W+D=95.53（1）易揮發(fā)組分物料衡算（2）聯(lián)立上式（1）、（2）解得：，，則餾出液的采出率釜殘液的采出率W/F=4）q線方程計算表4.5苯-甲苯的摩爾熱容溫度℃050100150苯(kJ/kmol/℃)72.789.7104.8118.1甲苯(kJ/kmol/℃)93.3113.3131146.6表4.6苯-甲苯的汽化潛熱溫度℃20406080100120苯(kJ/kg)431.1420407.7394.1379.3363.2甲苯(kJ/kg)412.7402.1391379.4367.1354.2泡點（y）-組成（x）的關系式：y=-19.62x3+44.95x2-55.78x+110.3由于χF=0.35的苯-甲苯泡點為95.44℃，平均溫度為 此溫度下苯的摩爾熱容CmA：求得CmA=98.07kJ/kmol/℃苯的摩爾汽化潛熱rA：因此，rA=395.65kJ/kg=395.6578.11=30904kJ/kmol甲苯的摩爾熱容：求得=123.02kJ/kmol/℃甲苯摩爾汽化潛熱rB：求得rB=380.7kJ/kg=380.792.14=35078kJ/kmol比較苯與甲苯的摩爾汽化潛熱可知，系統(tǒng)滿足恒摩爾流的假定。加料液的平均摩爾熱容=98.070.35+123.020.65=114.29kJ/kmol/℃平均汽化熱=309040.35+350780.65=33617.1kJ/kmolq線方程4.3塔板數(shù)的確定4.3.1塔板數(shù)的計算在本設計中，因苯—甲苯屬于理想物系，可用圖解法計算理論板數(shù)。其計算方法如下：（1）根據苯－甲苯的氣液平衡數(shù)據作x-y圖及t-x-y圖（如下圖所示）。通過氣液平衡關系計算，計算結果列于上表2，通過表在t-x-y圖直角坐標系中做出平衡曲線和對角線，并標出c點（、）、e點（、）、a點（、）三點；圖4.2苯-甲苯的x-y圖求最小回流比及操作回流比。計算得q=1.12，其q線方程為：yq=9.33xq-2.92xF=0.35，在x-y圖中對角線上自點e作出進料線（q線），該線與平衡線（a）的交點坐標為（），此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：求相對揮發(fā)度α：苯的沸點為80.1℃，甲苯的沸點為110.63℃當溫度為80.1℃時解得：當溫度為110.63℃時解得：則有根據操作回流比R=1.1～2Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板計算法計算出相應的理論塔板數(shù)。（用簡捷法求理論板數(shù)）在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計算其中，，因為因為，塔頂溫度為81.11℃，塔底溫度為109.38℃，查得的安托因常數(shù)：對于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482。塔頂，所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為塔底，所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為所以所以Nmin下面以R=1.8Rmin進行計算為例，R=1.8*1.68=3.024，(R-Rmin)/(R+1)=(3.024-1.68）/(3.024+1)=0.3340(N-Nmin)/(N+2)=因為Nmin=7.57,所以理論塔板數(shù)N=12.723≈14由上求得R=3.024,α=2.5，則q線方程為精餾段方程為（b）R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+(q-1)（xD-xW)/(xD-xF)=所以提餾段的操作線方程為理論板數(shù)計算：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計算如下：y1=xD=0.98相平衡x1=0.951y2=0.959x2=0.905y3=0.92x3=0.821y4=0.860x4=0.710y5=0.778x5=0.584y6=0.682x6=0.462y7=0.591x7=0.366y8=0.519x8=0.301<XF=0.35y9=0.425x9=0.228y10=0.320x10=0.158y11=0.137x11=0.060y12=0.077x12=0.032y13=0.037x13=0.015<xW=0.02總理論塔板數(shù)為13（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為7，第8板為進料板。4.3.2全塔效率依式：，根據塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，由圖b可得，塔頂溫度為80.95℃，塔底溫度為109.25℃，求得塔平均溫度為：℃，該溫度下進料液相平均粘度為：則4.3.3實際塔板數(shù)精餾段：提餾段：故實際塔板數(shù)：（層）5塔的工藝條件及有關物性數(shù)據計算5.1操作壓強塔頂操作壓力，取每層板的壓降為0.7kPa，則進料板的壓力為：；塔底壓力為：；故精餾段平均操作壓力為：；提餾段平均操作壓力為：；5.2操作溫度之前已經求得，得到塔頂：，進料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：；提餾段的平均溫度：；5.3平均分子量由逐板計數(shù)法可知,,,塔頂：，由相平衡方程，可得出進料板：，塔底：則精餾段平均分子量：，提餾段平均分子量：，5.4平均密度1）氣相密度2）液相密度塔頂平均密度的計算根據主要基礎數(shù)據表2.3，由內插法得：，，由（為質量分率）故塔頂：因為，即；進料板平均密度的計算同上，由內插法可得進料板溫度下對應的苯和甲苯的液相密度：進料板，由加料板液相組成故塔釜平均密度的計算由內插法可得：塔底：，即;故精餾段平均液相密度：提餾段平均液相密度：5.5液體表面張力根據主要基礎數(shù)據表2.4，由內插法得：,，,，，。則精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：5.6液體粘度根據主要基礎數(shù)據表5，由內插法得：,，,1，,。故精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度5.7求精餾塔的氣液相負荷精餾段：提餾段：6精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1塔徑的計算精餾段:之前已計算得精餾段的氣液相體積率為塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經驗關系選取。表6.1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根據上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查《化工原理》天津出版社（下冊）圖3—5史密斯關聯(lián)圖，可得依式精餾段液相平均表面張力為時，可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則空塔氣速故。按標準,塔徑圓整為1.3m,塔截面積為所以實際空塔氣速為提餾段：之前已求得查《化工原理》天津出版社（下冊）圖3—5史密斯關聯(lián)圖，可得；依式提餾段液面平均表面張力為時可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則故。按標準,塔徑圓整為1.5m,塔截面積為所以實際空塔氣速為6.2溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設進口堰。各項計算如下：（1）溢流堰長：單溢流?。?.6-0.8）D，取堰長為0.66D，即（2）出口堰高：由；查《化工原理》天津出版社（下冊）圖3—8液流收縮系數(shù)計算可知：Ｅ為1,由得：精餾段：故；提餾段：故；(3)降液管的寬度與降液管的面積：由查（《化工原理》：圖3—10弓形降液管的寬度與面積，得：，，，利用式計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即精餾段：s（＞5s，符合要求）提餾段：（＞5s，符合要求）（4）降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段根據要求應為0.03m提餾段根據要求應為0.06m6.3塔板布置（1)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度（2)由式：計算開孔區(qū)面積，其中：；所以6.4篩孔數(shù)與開孔率精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率（在5％—15％范圍內），則每層板上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為：提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取，故孔中心距。篩孔數(shù)孔，經核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率（在5％—15％范圍內），則每層板上的開孔面積為，氣體通過篩孔的氣速為：6.5塔的精餾段有效高度6.5.1塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.0～1.5m,塔徑大時可適當增大。本設計取1.2m。6.5.2塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有利，但塔高的增加，會增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑的關系，應通過流體力學驗算，權衡經濟效益，反復調整，作出最佳選擇。根據《化工原理設計》表4-1板間距與塔徑的關系，塔徑為800～1600mm時，板間距為300～450mm，此設計選用板間距為400mm。6.5.3開有人孔的板間距HTˊ人孔直徑一般為450～500mm。凡有人孔的上下兩塔板間距HˊT應等于或大于600mm。人孔數(shù)目S是根據物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于無須經常清洗的清潔物料，可每隔8～10塊板設置一個人孔。由前面計算得到，實際塔板數(shù)為26，共設3個人孔。6.5.4進料板空間高度HF進料段空間高度HF取決于進料口的結構形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安裝防沖設施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應保證這些設施的安裝。取1.2m。6.5.5塔底空間高度HB塔底空間高度HB具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的儲量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.8m左右。6.5.6塔體總高度H塔體總有效高度：H=HD+（N-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.2+（26-3）*0.4+3*0.8+1.8+1.2=15.8m7篩板流體力學驗算7.1氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨龋?）干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂?，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，由式（2）氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋壕s段：，由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝0.625，所以提餾段：，由與關聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)＝0.605，所以3)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋壕s段，故則單板壓強：提餾段，故則單板壓強：7.2霧沫夾帶量的驗算精餾段：提餾段：故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.3漏液驗算精餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產生過量漏液。提餾段：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設計負荷下不會產生過量漏液。8塔板負荷性能圖8.1精餾段8.1.1霧沫夾帶線（1）式中（a），近似取,故（b）取霧沫夾帶極限值為。已知，，并將代入得下式：整理得：在操作范圍內任取4個值，依上式算出相應的值列于表8.1中：表8.1-值表1.7481.6711.5711.488依表中數(shù)據在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖8.1中線（1）所示。8.1.2液泛線（2）由式（a）近似取.0，由式：故（b）由式前已算出）（c）（d）將＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范圍內取4個值，依上式計算值列于表8.2中：表8.2-值表1.6781.5771.4341.296依表中數(shù)據作出液泛線，如圖8.中線（2）所示。8.1.3液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關的垂線。8.1.4漏液線（氣相負荷下限線）（4）由、代入漏液點氣速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取4個值，依上式計算相應的值，列于表8.3中：表8.3-值表0.3590.370.3820.392依表中數(shù)據作氣相負荷下限線，如圖8.1中線（4）所示。8.1.5液相負荷下限線（5）：取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，取則；即整理上式得在圖8.1中作線（5），即為液相負荷下限線。將以上5條線標繪于圖（圖）中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應氣相負荷為。精餾段的操作彈性圖8.1精餾段復合性能圖8.2提餾段8.2.1霧沫夾帶線（1）式中（a），近似取,故（b）取霧沫夾帶極限值為。已知，，并將代入得下式：整理得：在操作范圍內任取4個值，依上式算出相應的值列于表8.4中：表8.4VS—LS值表1.8271.7511.6541.572依表中數(shù)據在VS—LS圖中作出霧沫夾帶線，如圖8.2中線（1）所示。8.2.2液泛線（2）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式前已算出）（ｃ）（ｄ）將＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范圍內取4個值，依上式計算值列于表8.5中：表8.5VS—LS值表1.2561.2221.1771.135依表中數(shù)據作出液泛線，如圖8.2中線（2）所示。8.2.3液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒，由下式液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量無關的垂線，如圖8.1中線（3）所示。8.2.4漏液線（氣相負荷下限線）（4）由、代入漏液點氣速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即氣相負荷下限關系式，在操作范圍內任取個值，依上式計算相應的值，列于表8.5中：表8.5VS—LS值表0.3230.3330.3460.356依表中數(shù)據作氣相負荷下限線，如圖8.2中線（4）所示。8.2.5液相負荷下限線（5）：取平堰、堰上液層高度為液相負荷下限條件，取則；即整理上式得在圖8.2中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖8.2所示。將以上5條線標繪于圖8.2中，即為提餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（2）線的交點相應相負荷為，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應氣相負荷為。提餾段的操作彈性圖8.2提餾段復合性能圖9板式塔的結構與附屬設備設計9.1塔體結構板式塔內部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設計板間距安裝外，其他處根據需要決定其間距。1、塔頂空間塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出1倍以上），或根據除沫器要求高度決定。本設計取HD=1.2m2、塔底空間塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：（1）塔底貯液空間依貯存液量停留3～5min或更長時間（易結焦物料可縮短停留時間）而定。（2）塔底液面至最下層塔板之間要有1～2m的間距，大塔可大于此值。本設計取HB=1.8m3、人孔一般每隔6～8層塔板設一人孔（安裝、檢修用），需經常清洗時每隔3～4塊塔板處設一人孔。設人孔處的板間距等于或大于0.6m，人孔直徑一般為450～500mm，其伸出塔體的筒體長為200～250mm，人孔中心距操作平臺為800～1200mm。本設計除了塔頂、塔底、進料板各安裝一個人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個人孔，方便檢修。4、進料空間由于兩相進料，又要安裝人孔，故取HF=1.2m9.2塔板結構塔板按結構特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300～900mm時，一般采用整塊式；塔徑超過800～900mm時，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內。對塔徑為800～2400mm的單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1：本設計采用單溢型塔板，塔徑D=1200mm>800mm，故采用分塊式，分成3塊。10輔助設備設計或選型10.1冷凝器塔頂上升蒸汽經過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔內，一部分再經過冷卻作為產品。或者，上升蒸汽經過冷凝器部分冷凝下來，作為回流液回流至塔內，余下蒸汽再進入冷凝器，冷凝下來并進而冷卻至一定溫度作為產品取出。綜上所述，本設計采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進料時的冷凝器熱負荷計算：飽和液體進料時，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質量V等于進入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=102.05kmol/h。釜液中苯的摩爾分數(shù)為xD=0.983，從圖t-y-x中查得tW=80.945℃，t=80.945℃時，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為392.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為392.2x78.11=30634.74kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為377.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為377.2x92.14=34755.2kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.983x30634.74+0.017x34755.2=30704.06kJ/kmol蒸餾釜的熱負荷為QB=rbVˊ=30704.06x102.05=≈3.133349x106kJ/h10.2再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔內的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。飽和液體進料時的蒸餾釜熱負荷計算：飽和液體進料時，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質量Vˊ等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質量V，即Vˊ=V=102.05kmol/h。釜液中苯的摩爾分數(shù)為xW=0.0235，從圖t-y-x中查得tW=109.17℃，t=109.17℃時，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為369.56kJ/kg，則其摩爾汽化熱為369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為358.13kJ/kg，則其摩爾汽化熱為358.13x92.14=32998.10kJ/kmol摩爾汽化熱為rb=0.9765x32998.10+0.0235x28866.33=32901kJ/kmol蒸餾釜的熱負荷為QB=rbVˊ=32901x102.05=≈3.357547x106kJ/h從計算結果可知，在飽和液體進料條件下，蒸餾釜的熱負荷QB與冷凝器的熱負荷QC相差不大。10.3接管管徑的計算和選擇10.3.1進料管（直料管）管徑計算如下：==0.00174m3/s=37.2mm（因為笨和甲苯屬于低粘物質，故取=1.6m/s10.3.2回流管冷凝器安裝塔頂，回流液在管道中的流速一般不能過高，對于重力回流，一般取速度=0.2~0.5m/s，本設計取0.5m/s=65.5mm10.3.3塔底出料管塔釜流出液體的速度一般可取0.5~1.0m/s，本設計取=0.8m/s=33.6mm10.3.4塔頂蒸汽出料管常壓操作條件下，蒸汽速度為12~20m/s，本設計取=15m/s10.3.5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，選用相應法蘭1.進料管接管法蘭2.回流管接管法蘭3.塔底出料管法蘭4.塔頂蒸汽出料管法蘭總結苯是由煤干餾石油催化裂解催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及飽和烴等常采取精餾的方法分離提純苯。苯為無色透明液體，有芳香族特有的氣味，難溶于水。苯的危險特性屬第3.2類中閃點易燃液體。苯的蒸氣對人有強烈的毒性，急性中毒時出現(xiàn)酒醉狀態(tài)、暈眩、瞳孔放大、網膜出血、皮膚蒼白、體溫和血壓下降、脈搏微弱，終因呼吸麻痹、痙攣而死亡。工業(yè)上常用作合成燃料、醫(yī)藥、農藥、照相膠片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纖維的稀釋劑、脫漆劑、樹脂、人造革等溶劑。本設計進行苯和甲苯的分離，采用直徑為2m的精餾塔，選取效率較高、塔板結構簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓形降液盤。該設計的優(yōu)點：1操用、調節(jié)、檢修方便；2.制造安裝較容易；3.處理能力大，效率較高，壓強較低，從而降低了操作費用；4.操作彈性較大。該設計的缺點：設備的計算及選型都有較大的誤差存在，從而選取的操作點的不是在最好的范圍內，影響了設計的優(yōu)良性。參考文獻[1]王志魁編.化工原理（第三版）.北京:化學工業(yè)出版社,2004[2]柴誠敬,王軍,張纓編.化工原理課程設計.天津:天津科學技術出版社,2006[3]徐波,孫彤.環(huán)氧乙烷法合成高濃度氯乙醇的研究[A].遼寧化工學院.遼寧錦州:2002.20-21.[4]劉成勤,傅世泳.利用氯乙酸生產中副產氯化氫生產高純度氯乙醇[R].111003,TQ223.3.遼陽:1997.64-67.[5]王琪,高飛,劉繼泉.氯醇法精制氯乙醇的新工藝開發(fā)[A].山東青島.2005.37-38.[6]高飛,劉繼泉.三辛胺萃取氯乙醇的生產工藝[J].青島科技大學學報,2006,Vol.27No.6,498-504.[7]劉繼泉,胡廣鎮(zhèn).反應精餾生產氯乙醇的新工藝研究[J].青島科技大學學報,2012,Vol.33,No.4,387-390.[8]ChenYT,Hsu,CI,HungDZ,etal.Effectsofchloroacetaldehydein2-chloroethanol-inducedcardiotoxicity[J].FoodandChemicalToxicology,2011,49(5),1063-067.[9]程能林.溶劑手冊[M].3版.北京:化學工業(yè)出版社,2002:892-890.[10]王琪,高飛,劉繼泉.氯醇法精制氯乙醇的新工藝開發(fā)[J].天津化工,2005,19(2):3738.基于C8051F單片機直流電動機反饋控制系統(tǒng)的設計與研究基于單片機的嵌入式Web服務器的研究MOTOROLA單片機MC68HC（8）05PV8/A內嵌EEPROM的工藝和制程方法及對良率的影響研究基于模糊控制的電阻釬焊單片機溫度控制系統(tǒng)的研制基于MCS-51系列單片機的通用控制模塊的研究基于單片機實現(xiàn)的供暖系統(tǒng)最佳啟停自校正（STR）調節(jié)器單片機控制的二級倒立擺系統(tǒng)的研究基于增強型51系列單片機的TCP/IP協(xié)議棧的實現(xiàn)基于單片機的蓄電池自動監(jiān)測系統(tǒng)基于32位嵌入式單片機系統(tǒng)的圖像采集與處理技術的研究基于單片機的作物營養(yǎng)診斷專家系統(tǒng)的研究基于單片機的交流伺服電機運動控制系統(tǒng)研究與開發(fā)基于單片機的泵管內壁硬度測試儀的研制基于單片機的自動找平控制系統(tǒng)研究基于C8051F040單片機的嵌入式系統(tǒng)開發(fā)基于單片機的液壓動力系統(tǒng)狀態(tài)監(jiān)測儀開發(fā)模糊Smith智能控制方法的研究及其單片機實現(xiàn)一種基于單片機的軸快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于雙單片機沖床數(shù)控系統(tǒng)的研究基于CYGNAL單片機的在線間歇式濁度儀的研制基于單片機的噴油泵試驗臺控制器的研制基于單片機的軟起動器的研究和設計基于單片機控制的高速快走絲電火花線切割機床短循環(huán)走絲方式研究基于單片機的機電產品控制系統(tǒng)開發(fā)基于PIC單片機的智能手機充電器基于單片機的實時內核設計及其應用研究基于單片機的遠程抄表系統(tǒng)的設計與研究基于單片機的煙氣二氧化硫濃度檢測儀的研制基于微型光譜儀的單片機系統(tǒng)單片機系統(tǒng)軟件構件開發(fā)的技術研究基于單片機的液體點滴速度自動檢測儀的研制基于單片機系統(tǒng)的多功能溫度測量儀的研制基于PIC單片機的電能采集終端的設計和應用基于單片機的光纖光柵解調儀的研制氣壓式線性摩擦焊機單片機控制系統(tǒng)的研制基于單片機的數(shù)字磁通門傳感器基于單片機的旋轉變壓器-數(shù)字轉換器的研究基于單片機的光纖Bragg光柵解調系統(tǒng)的研究單片機控制的便攜式多功能乳腺治療儀的研制基于C8051F020單片機的多生理信號檢測儀基于單片機的電機運動控制系統(tǒng)設計Pico專用單片機核的可測性設計研究基于MCS-51單片機的熱量計基于雙單片機的智能遙測微型氣象站MCS-51單片機構建機器人的實踐研究基于單片機的輪軌力檢測基于單片機的GPS定位儀的研究與實現(xiàn)基于單片機的電液伺服控制系統(tǒng)用于單片機系統(tǒng)的MMC卡文件系統(tǒng)研制基于單片機的時控和計數(shù)系統(tǒng)性能優(yōu)化的研究基于單片機和CPLD的粗光柵位移測量系統(tǒng)研究單片機控制的后備式方波UPS提升高職學生單片機應用能力的探究基于單片機控制的自動低頻減載裝置研究基于單片機控制的水下焊接電源的研究基于單片機的多通道數(shù)據采集系統(tǒng)基于uPSD3234單片機的氚表面污染測量儀的研制基于單片機的紅外測油儀的研究96系列單片機仿真器研究與設計基于單片機的單晶金剛石刀具刃磨設備的數(shù)控改造基于單片機的溫度智能控制系統(tǒng)的設計與實現(xiàn)基于MSP430單片機的電梯門機控制器的研制基于單片機的氣體測漏儀的研究基于三菱M16C/6N系列單片機的CAN/USB協(xié)議轉換器基于單片機和DSP的變壓器油色譜在線監(jiān)測技術研究基于單片機的膛壁溫度報警系統(tǒng)設計基于AVR單片機的低壓無功補償控制器的設計基于單片機船舶電力推進電機監(jiān)測系統(tǒng)基于單片機網絡的振動信號的采集系統(tǒng)基于單片機的大容量數(shù)據存儲技術的應用研究基于單片機的疊圖機研究與教學方法實踐基于單片機嵌入式Web服務器技術的研究及實現(xiàn)基于AT89S52單片機的通用數(shù)據采集系統(tǒng)基于單片機的多道脈沖幅度分析儀研究機器人旋轉電弧傳感角焊縫跟蹤單片機控制系統(tǒng)基于單片機的控制系統(tǒng)在PLC虛擬教學實驗中的應用研究基于單片機系統(tǒng)的網絡通信研究與應用基于PIC16F877單片機的莫爾斯碼自動譯碼系統(tǒng)設計與研究基于單片機的模糊控制器在工業(yè)電阻爐上的應用研究基于雙單片機沖床數(shù)控系統(tǒng)的研究與開發(fā)基于Cygnal單片機的μC/OS-Ⅱ的研究基于單片機的一體化智能差示掃描量熱儀系統(tǒng)研究基于TCP/IP協(xié)議的單片機與Internet互聯(lián)的研究與實現(xiàn)\t"_blank