精餾塔設(shè)計計算

誠信聲明本人聲明：本人所呈交的畢業(yè)設(shè)計論文，是在導(dǎo)師的指導(dǎo)幫助下，獨立進(jìn)行研究所取得的工作成果。本論文不含任何其他個人或集體已經(jīng)發(fā)表或撰寫過的作品成果。本人愿意承擔(dān)由此產(chǎn)生的法律后果和法律責(zé)任，特此鄭重聲明。本人簽名：2007年11月12日畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書函授站：xx專業(yè)：化工工藝班級：xx專學(xué)生：xxx指導(dǎo)教師：xxx1．設(shè)計（論文）的主要任務(wù)及目標(biāo)⑴苯精餾塔方案的簡要說明⑵苯精餾塔設(shè)計計算：a塔工藝計算（物料和能量衡算）b塔及塔板主要工藝尺寸的設(shè)計計算⑶對苯精餾塔的流體力學(xué)驗算⑷相關(guān)輔助設(shè)備選型與計算⑸設(shè)計結(jié)果及分析討論2．設(shè)計（論文）的基本要求和內(nèi)容⑴論文內(nèi)容符合畢業(yè)設(shè)計撰寫規(guī)范。⑵數(shù)據(jù)可靠、真實，具有一定的代表性。⑶計算過程細(xì)化、符合規(guī)范要求。⑷要求論文圖紙包括：生產(chǎn)工藝流程控制圖、塔的部分裝配圖、X-Y圖、塔板負(fù)荷性能圖。3．主要參考文獻(xiàn)⑴⑵馮伯華.《化學(xué)工程手冊》第1、2、3、6卷.化學(xué)工業(yè)出版社.1989年10月第1版⑶⑷⑸4．進(jìn)度安排設(shè)計（論文）各階段名稱起止日期1設(shè)計數(shù)據(jù)及資料收集2設(shè)計計算及制圖3審核階段104計算機(jī)錄入5裝訂交稿xxxxx專051學(xué)號：131指導(dǎo)老師：xxx職稱：高級工程師摘要根據(jù)北京化工大學(xué)成人教育學(xué)生畢業(yè)設(shè)計要求，結(jié)合北京燕化公司煉油廠的生產(chǎn)實踐，選擇篩板塔精餾分離兩組分，以生產(chǎn)苯和甲苯產(chǎn)品組分為設(shè)計課題。本設(shè)計選擇了操作簡單，能耗低，生產(chǎn)連續(xù)性強(qiáng)的全連續(xù)流程。在設(shè)計過程中，重點計算了精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板及泡點進(jìn)料溫度，塔頂、塔釜物料流量，塔板數(shù)，操作回流比；設(shè)計了溢流裝置，并進(jìn)行了流體力學(xué)校核計算。同時，經(jīng)過反復(fù)調(diào)整有關(guān)設(shè)計參數(shù)，確定了比較理想的設(shè)計參數(shù)。在此基礎(chǔ)上，對輔助設(shè)備如冷凝冷卻器、再沸器、管道、槽等進(jìn)行了簡單的核算，并初步選定規(guī)格。關(guān)鍵詞：回流比、精餾、泡點進(jìn)料、設(shè)備、試差目錄前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）第1章精餾方案的說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）第1.1節(jié)操作壓力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）進(jìn)料狀態(tài)．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）第1.3節(jié)采用強(qiáng)制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）第1.4節(jié)塔釜加熱方式、加熱介質(zhì)．．．．．．．．．．．．．．（9）第1.5節(jié)塔頂冷凝方式、冷卻介質(zhì)．．．．．．．．．．．．．．（9）第1.6節(jié)流程說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）第1.7節(jié)篩板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（10）第1.8節(jié)生產(chǎn)性質(zhì)及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（10）第1.9節(jié)安全與環(huán)保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（13）第2章精餾塔設(shè)計計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（15）第2.1節(jié)塔的工藝計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（15）塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計計算．．．．.（26）第3章塔的流體力學(xué)驗算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（32）校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（32）負(fù)荷性能圖計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）第4章輔助設(shè)備選型計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（37）換熱器的計算選型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（37）第4.2節(jié)管道尺寸的確定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（41）第4.3節(jié)原料槽、成品槽的確定．．．．．．．．．．．．．．．．（42）第5章設(shè)計結(jié)果概要及分析討論．．．．．．．．．．．．．．．（43）數(shù)據(jù)要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（43）設(shè)計特點．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（43）第5.3節(jié)存在的問題．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）參考文獻(xiàn)．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）符號說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）附錄1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（51）附錄2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（51）附錄3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（51）附錄4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（51）前言本論文是針對工業(yè)生產(chǎn)中苯-甲苯溶液這一二元物系中進(jìn)行苯的提純精餾方案，根據(jù)給出的原料性質(zhì)及組成、產(chǎn)品性質(zhì)及組成，對精餾塔進(jìn)行設(shè)計和物料衡算。通過設(shè)計核算及試差等計算初步確定精餾塔的進(jìn)料、塔頂、塔底操作條件及物料組成。同時對精餾塔的基本結(jié)構(gòu)包括塔的主要尺寸進(jìn)行了計算和選型，對塔頂冷凝器、塔底再沸器、相關(guān)管道尺寸及儲罐等進(jìn)行了計算和選型。在計算設(shè)計過程中參考了有關(guān)《化工原理》、《化學(xué)工程手冊》、《冷換設(shè)備工藝計算手冊》、《煉油設(shè)備基礎(chǔ)知識》、《石油加工單元過程原理》等方面的資料，為精餾塔的設(shè)計計算提供了技術(shù)支持和保證。通過對精餾塔進(jìn)行設(shè)計和物料衡算等方面的計算，進(jìn)一步加深了對化工原理、石油加工單元過程原理等的理解深度，開闊了視野，提高了計算、繪圖、計算機(jī)的使用等方面的知識和能力，為今后在工作中進(jìn)一步發(fā)揮作用打下了良好的基礎(chǔ)。精餾方案的說明本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯-甲苯溶液二元物系中進(jìn)行苯的提純。精餾塔苯塔的產(chǎn)品要求純度很高，達(dá)99.9％以上，而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時合格，以及兩塔頂溫度變化很窄(℃)，普通的精餾溫度控制遠(yuǎn)遠(yuǎn)達(dá)不到這個要求。故在實際生產(chǎn)過程控制中只有采用靈敏板控制才能達(dá)到要求。故苯塔采用溫差控制。操作壓力精餾操作在常壓下進(jìn)行，因為苯沸點低，適合于在常壓下操作而不需要進(jìn)行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓減壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)直接影響到進(jìn)料線（q線）、操作線和平衡關(guān)系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進(jìn)料相比：若采用冷進(jìn)料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預(yù)熱器，但塔釜熱負(fù)荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進(jìn)料溫度波動較大，操作不易控制；若采用露點進(jìn)料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。泡點進(jìn)料介于二者之間，最大的優(yōu)點在于受外界干擾小，塔內(nèi)精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設(shè)計、制造和操作控制。采用強(qiáng)制回流（冷回流）采用冷回流的目的是為了便于控制回流比，回流方式對回流溫度直接影響。塔釜加熱方式、加熱介質(zhì)塔釜采用列管式換熱器作為再沸器間接加熱方式，加熱介質(zhì)為水蒸汽。塔頂冷凝方式、冷卻介質(zhì)塔頂采用列管式冷凝冷卻器，冷卻介質(zhì)用冷卻水。流程說明本精餾方案采用節(jié)能型強(qiáng)制回流進(jìn)行流程設(shè)計，并附有在恒定進(jìn)料量、進(jìn)料組成和一定分離要求下的自動控制系統(tǒng)以保證正常操作。精餾過程：30OOooC部分冷凝后的氣液混合物進(jìn)入塔頂冷卻器（冷卻介質(zhì)為冷卻水），冷凝后的物料進(jìn)入回流罐V102，然后再通過回流泵，將料液一部分作為回流也打入塔頂，另一部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)產(chǎn)品冷卻器進(jìn)入產(chǎn)品儲罐V103，再經(jīng)產(chǎn)品泵P104/AB輸送產(chǎn)品。塔釜內(nèi)液體一部分進(jìn)入再沸器E103，經(jīng)水蒸汽加熱后，回流至塔釜，另一部分與原料換熱器換熱后排入甲苯儲罐。在整個流程中，所有的泵出口都裝有壓力表，所有的儲槽都裝有放空閥，以保證儲槽內(nèi)保持常壓。第1.7節(jié)篩板塔的特性篩板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要優(yōu)點：（1）結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；（2）在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%-40%；（3）塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；（4）氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。生產(chǎn)性質(zhì)及用途苯的性質(zhì)及用途苯是一種易燃、易揮發(fā)、有毒的無色透明液體，易燃帶有特殊芳香氣味的液體。分子式C6H6，相對分子量78.11，相對密度0.8794(20℃)，熔點℃，沸點℃，閃點℃(閉杯)，自燃點℃，蒸氣密度/m3，蒸氣壓13.33kPa(26.1℃)，。蒸氣與空氣混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，與乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇熱、明火易燃燒、爆炸。能與氧化劑，如五氟化溴、氯氣、三氧化鉻、高氯酸、硝酰、氧氣、臭氧、過氯酸鹽、(三氯化鋁+過氯酸氟)、(硫酸+高錳酸鹽)、過氧化鉀、(高氯酸鋁+乙酸)、過氧化鈉發(fā)生劇烈反應(yīng)，不能與乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成樹脂、合成纖維、藥物和農(nóng)藥等的重要原料，也可用作動力燃料及涂料、橡膠、膠水等溶劑。質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)：見表1－1表1-1純苯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)（GB/T2283-93）項目指標(biāo)特級一級二級三級外觀室溫（18~25℃）下透明液體，不深于每1000mL水中含有重鉻酸鉀溶液的顏色密度（20℃）/kg/m沸程/℃大氣壓下（℃）酸洗比色溴價/(g/100mL)結(jié)晶點/℃二硫化碳/(gBr/100mL)噻吩/(g/100mL)876~880876~880875~880<0.30--874~880---中性實驗中性水分室溫（18~20℃甲苯的性質(zhì)甲苯有強(qiáng)烈的芳香氣味，無色有折射力的易揮發(fā)液體,氣味似苯。分子式C7H8，相對分子質(zhì)量，相對密度0.866(20℃/4℃)，熔點-95～℃，沸點℃，閃點℃(閉杯)，自燃點480℃，蒸氣密度kg/m3，蒸氣壓4.89kPa(30℃)比重D4℃20℃、0.866，，蒸氣與空氣混合物的爆炸極限為1.27%～7%。幾乎不溶于水，與乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇熱、明火或氧化劑易著火。遇明火或與(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸銀、三氟化溴、六氟化鈾等物質(zhì)反應(yīng)能引起爆炸。流速過快(超過3m表1-2甲苯質(zhì)量標(biāo)準(zhǔn)（GB/T2284-93）項目指標(biāo)特級一級二級外觀室溫（18~25℃）下透明液體，不深于每1000mL水中含有重鉻酸鉀溶液的顏色密度（20℃）/(kg/m3沸程/℃大氣壓下（℃）酸洗比色溴價/（gBr/100mL）863~868861~868860~870中性實驗中性水分室溫（18~20℃第1.9安全與環(huán)保安全注意事項苯類產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應(yīng)特別注意防火，強(qiáng)化安全措施。（1）不準(zhǔn)有明火和火花，設(shè)備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設(shè)備的放散管應(yīng)通入大氣，其管口用細(xì)金屬網(wǎng)遮蔽，使貯槽或蒸餾設(shè)備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應(yīng)設(shè)有良好的通風(fēng)設(shè)備，防止苯類蒸汽的聚集。（2）所有金屬結(jié)構(gòu)應(yīng)按規(guī)定在幾個地點上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產(chǎn)生，將引入貯槽中所有管道均應(yīng)安裝到接近貯槽的底部，電動機(jī)應(yīng)放在單獨的廠房內(nèi)。（3）應(yīng)設(shè)有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。（4）工人進(jìn)入貯槽或設(shè)備進(jìn)行清掃或修理前,油必須全部放空,所有管道均需切斷,設(shè)備應(yīng)用水蒸汽徹底清掃后才允許進(jìn)入并注意通風(fēng),檢修人員沒有動火證嚴(yán)禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動火。（5）進(jìn)入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無關(guān)人員，不得亂動設(shè)備和計量儀表等。（6）及時清除設(shè)備管線泄漏情況，嚴(yán)防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。（7）泄漏應(yīng)急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進(jìn)行隔離，嚴(yán)格限制出入。切斷火源。建議應(yīng)急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護(hù)服。盡可能切斷泄漏源，防止進(jìn)入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構(gòu)筑圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā)。用防爆泵轉(zhuǎn)移至槽車或?qū)Ｓ檬占鲀?nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。環(huán)境保護(hù)認(rèn)真執(zhí)行環(huán)境保護(hù)方針、政策、堅持污染防治設(shè)施與生產(chǎn)裝置同時設(shè)計、同時施工、同時投產(chǎn)?，F(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如下：（1）廢水：各設(shè)備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用，工藝產(chǎn)品分離水送往生化裝置進(jìn)行處理。設(shè)備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離后送入生化處理。（2）廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。（3）廢渣：生產(chǎn)過程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用。定期檢測個生產(chǎn)崗位苯含量和生產(chǎn)下水中各污染均含量，嚴(yán)防超標(biāo)現(xiàn)象的發(fā)生。第2章精餾塔設(shè)計計算第2.1節(jié)塔的工藝計算物料衡算已知：D=17000噸/年，aF=0.40，aD=0.97，awD=17000103/8000=2125（kg/h）計算xFxDxW已知：表2-1物性數(shù)據(jù)（分子量）表2-1苯、甲苯物性數(shù)據(jù)M苯(kg/kmol)M甲苯(kg/kmol)xF=（aF/M甲苯）/（（aF/M苯）+（1-aF）/M甲苯））同理：xD=(0.97/78.11)/（0.97/78.11+0.03/92.14）=0.9744kmolxW=(0.01/78.11)/（0.01/78.11+0.99/92.14）=0.0118kmol由F=D+WFxF=DxD+WxWF=D(aD-aw)/(aF-aw)=2125(0.97-0.01)/(0.4-0.01)=5230.77（kg/h）W=F-D=3105.77（kg/h）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量摩爾流率：=1/(aF/M苯+（1-aF）M甲苯)=1/（0.4/78.11+（1-0.4）/92.14）=85.96（kg/kmol）同理：=1/(aD/M苯+（1-aD）M甲苯)=1/（0.97/78.11+（1-0.97）/92.14=/kmol）=1/(aW/M苯+（1-aW）M甲苯)=1/（0.01/78.11+（1-0.01）/92.14=91.97（kg/kmol）F=F/=5230.77/85.96=60.85（kmol/h）同理D=D/=2125/78.49=27.07（kmol/h）W=W/=3105.77/91.97=33.77（kmol/h）精餾塔塔頂、塔底、進(jìn)料板溫度的計算因純苯塔操作屬于常壓操作，兩組分的物理化學(xué)性質(zhì)特別是兩組分的化學(xué)結(jié)構(gòu)比較接近，所以該混合物為完全理想體系。相平衡常數(shù)：Ki=式中p—系統(tǒng)的壓力，mmHgpi0組分的飽和蒸氣壓，mmHg已知：塔頂操作絕對壓強(qiáng)：P頂=763mmHg塔釜操作絕對壓強(qiáng)：P釜=933mmHg查常壓下兩組分的沸點，苯：TA=℃；甲苯：TB=℃。（1）塔頂溫度的求取已知：XDA=0.9744XDB=0.0256，塔頂采用全凝器，P頂=763mmHg；P底=933mmHg根據(jù)InPi0=Ai-Antoine公式查得：苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)見表2-2表2-2苯和甲苯的基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)ABC苯甲苯采用試差法求塔頂溫度：①設(shè)塔頂溫度為℃（353.25K）試差：PAS=759.96mmHgPBS=293.27mmHgKA=PASKB=PBS與塔頂氣相相平衡的液相組成：XA=XDA/KAXB=XDB/KB6則：=XA+XB=0.9744/0.9960+0.0256/0.3844=1.0449>1該溫度不符合要求，>1所設(shè)溫度偏低②設(shè)塔頂溫度為℃（354.85K）試差：PAS=mmHgPBS=mmHg則：=XA+XB=0.9744/（798.1371/763）+0.0256/（309.8246/763）=0.9947〈1=-0.005〈0.001（不合格）該溫度不符合要求，〈1所設(shè)溫度偏高③設(shè)塔頂溫度為℃（354.67K）試差PAS=79mmHgPBS=mmHg則：=XA+XB=0.9744/（796=0.00026〈0.001（合格）所以，塔頂溫度為℃（354.67K）（2）塔釜溫度的求取已知：XWA=0.0118XWBInPio=Ai-Antoine公式①設(shè)塔釜溫度為℃（390.15K）試差PAS=2091.51mmHgPBS42mmHgKAKB=PBS/P=91/933與塔釜液相相平衡的氣相組成：yA=KAXWA=（2096.51/933）yB=KBXWB=（911.0642/933）則：∑yi=yA+yB=（2096.63/933）0.0118+（911.0642/933）0.9882=0.9914〈1=-0.0086〈0.001(不合格)該溫度不符合要求，∑yi〈1所設(shè)溫度偏低。②設(shè)塔釜溫度為℃（390.55K）試差PAS=2mmHgPBS=mmHgKA=PAS/P=2/933KB=PBS/P=/933與塔釜液相相平衡的氣相組成：yA=KA.XWA=（2112.031/933）yB=KBXWB=（921.0739/933）則：∑yi=yA+yB=（2112.031/933）0.0118+（921.0739/933）0.9882=1.00228〉1=0.00228〉0.001(不合格)該溫度不符合要求，∑yi〉1所設(shè)溫度偏高。③設(shè)塔釜溫度為℃（390.5K）試差：PAS=2109.458mmHgPBS=919.818mmHgKA=PAS/P=2109.458/933KB=PBS與塔釜液相相平衡的氣相組成：yA=KAXWA=（2109.458/933）yB=KBXWB=（/933）則：∑yi=yA+yB=（2109.458/933）0.0118+（/933）=0.0009〈0.0001（合格）該溫度符合要求。所以，塔釜溫度為℃（390.5K）（3）進(jìn)料板溫度的確定已知：P頂=763mmHg；P底=933mmHgP進(jìn)料=（P頂+P底）/2=（763+933）/2=848mmHgXFA=0.4402XFB根椐InPio=Ai-Antoine公式①設(shè)進(jìn)料板溫度為97℃PAS=mmHgPBS=mmHgKA=PAS/P=/848KB=PBS/P=/848泡點進(jìn)料，與液相相平衡的氣相組成：yA=KAXFA=（1244.023/848）yB=KBXFB=（509.3056/848）則：∑yi=yA+yB=（1244.023/848）0.4402+（509.3056/848）0.5598=0.982〈1=-0.018〈0.001（不合格）該溫度不符合要求，∑yi〈1所設(shè)溫度偏低.②設(shè)進(jìn)料板溫度為98℃PAS=1mmHgPBS=mmHgKA=PAS/P=1/848KB=PBS/P=/848與液相相平衡的氣相組成：yA=KAXFA=（1278.741/848）yB=KBXFB=（525.246/848）則：∑yi=yA+yB=（1278.741/848）0.4402+（525.246/848）0.5598=1.0105〉1=0.0105〉0.001（不合格）該溫度不符合要求，∑yi〉1所設(shè)溫度偏高.③設(shè)進(jìn)料板溫度為℃（370.8K）試差：PAS=1mmHgPBS=mmHgKA=PAS/P=1266.506/848KB=PBS/P4/848與液相相平衡的氣相組成：yA=KAXFA=（1266.506/848）yB=KBXFB=（519.6224/848）則：∑yi=yA+yB=（1266.506/848）0.4402+（519.6224/848）=0.00047〈0.001（合格）該溫度符合要求.所以，進(jìn)料板溫度為℃（370.8K）密度、流量的計算由密度公式計算則TF=370.8K時，苯310.0959=/m3甲苯38.61=/m3根椐計算則，1/=aF/苯+（1-aF）甲苯=/m3，VF=F/F=5230.77/791.7656=6.606（m3/h）同理：TD=354.67K時，苯=10.322kmol/m3=/m3甲苯=8.791kmol/m3=/m3則，1/D=aD/苯+（1-aD）甲苯D3，VD=D/D=2125/808.41=2.629（m3/h）TW=390.5K時，p苯=9.804kmol/m3=/m3p甲苯=8.383kmol/m3=/m3則，1/W=aW/苯+（1-aW）甲苯 W=/m3，VW=W/W=3105.77/773.34=4.016（m3/h）表2-2進(jìn)料、塔頂、塔釜流量物料單位FDWkg/h2125kmol/hm3/h氣相密度由計算當(dāng)TD=354.67K時，P頂=7M平均=M苯XD+M甲苯（1-XD0.0256=78.469（kg/kmol）354.67）=kg/m3同理，塔釜kg/m3?；亓鞅鹊拇_定已知：TD=354.67KTW揮發(fā)度由求?。喉?79底=2109.458/均=（頂?shù)祝?/22.293）1/2泡點進(jìn)料，q=1，Xq=XF=0.4402kmol，最小回流比：操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程R=2.635XD=0.9744（泡點進(jìn)料）q=1L=R27.07=71.33（kmol/h）L=L+F=71.4+60.85=132.25（kmol/h）27.07=98.4（kmol/h）V=V=98.4（kmol/h）以第一塊板作為計算依據(jù)以塔釜作為計算依據(jù)因為Y1=XD=0.9744因為XW所以X1=Y1/(Y1+均(1-Y1))=0.94所以Yw=均Xw/(1+(均-1)Xw)查苯和甲苯溫度組成圖得t=0C氣相密度=2.72（Kg/m3）已知塔釜氣相密度=2.46（kg/m3）ML92.14ML=78.95（Kg/Kmol）=91.97（kg/kmol）MV92.14MV=78.47（Kg/Kmol）=91.74（kg/kmol）aL=0.97aL苯=/m3p苯=/m3甲苯=/m3p甲苯=/m31/L=aL/苯+（1-aL）/甲苯1/L=aL/苯+（1-aL）/甲苯=806.45（kg/m3）=773.395（kg/m3）78.47=7721.448（kg/h）91.74=9027.22（kg/h）=3669.6（m3/h）=7721.448/2.72=2838.77（m3/h）=1.02（m3/s）=0.79（m3/s）78.95=5631.5（kg/h）91.97=12163.03（kg/h）=5631.5/806.45=6.98（m3/h）=12163.03/773.395=15.73（m3/h）=0.00194（m3/s）=0.0044（m3/s）表2-4精餾段、提餾段物性數(shù)據(jù)物物料單位VLVLKmol/hKg/hm3/hm3/s密度單位VLVLg/cm310-310-3Kg/m3理論塔板數(shù)的確定由附圖（1），查得N理=14-1=13（塊）板效率與實際板數(shù)的計算定性溫度，t實=（81.52+117.35）/2=℃t在℃時純組分的粘度查得：u苯=Pu甲苯PU=UiPET=0.49(均u)0.2712)=0.5427(泡罩塔)對于篩板塔ETTN實=N理/ET=13/0.5970=21.77，N實=22（塊）第2.2節(jié)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計計算求取泛點氣速精餾段提餾段（預(yù)選）取：（預(yù)選）?。喊彘g距HT=340mm=板間距HT=340mmHL==60mmHL==60mmHT-HL=340-60=280mmHT-HL=340-60=280mmTd=81.52，查得:同理：Tw=117.35，查得：苯=0.0213甲苯=0.0216苯=0.0168甲苯= =FLV==查篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖：C20=0.071C20C=C=0.066(m/s)uF=1.168(m/s)塔徑計算U實F，取U實F精餾段提餾段1.24=0.868（m/s）U=0.818(m/s)則：塔徑D=D==根椐標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整D==1100mm塔徑圓整為查得：當(dāng)塔徑為1100m時，D==1100mm則所設(shè)HT可用。板間距Hr可取400mm。塔橫截面積AT則所設(shè)Hr可用。AT=AT=0.950（m2）空塔氣速：空塔氣速：Ua=Vg/AT=0.79/0.950=0.832（m/s）Ua=Vg/AT=1.07（m/s）塔板結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計計算板結(jié)構(gòu)尺寸精餾段提餾段①堰長1w同理：1w=（0.6~0.8）D①堰長1w=0.77（m）取1w/D=0.71w=0.7*1100=770（mm）=0.77（m）②堰高h(yuǎn)w②堰高h(yuǎn)whL=hw+howhow10-3Ehow=how=取hL=60mm取hL=60mm（對常壓塔，hL在50~100mm之間hw=37mm=0.037（m）則：堰高h(yuǎn)w=hL-how=60-13=47（mm）=0.047（m）③降液管下沿到塔板間距離ho③降液管下沿到塔板間距離hohw-ho=6~12mm取hw-ho=10mmho=37（mm）=0.037(m)ho=27（mm）=0.027（m）④降液管橫截面積Af④降液管橫截面積AfAT=0.950(m2)AT=0.950(m2)根據(jù)lw/D=0.7,查得:Af/AT=0.085Af=0.081(m2)即:AfT=0.081(m2)An=AT-Af=0.869(m2)An=0.869(m2)⑤塔板板面的布置⑤塔板板面的布置當(dāng)D<m時,Ws=60-75mm取Ws=70mm取Ws=70mmb.邊緣區(qū)寬度Wc:b.邊緣區(qū)寬度Wc:小塔在30~50mm;大塔在50~75mm取Wc=50mm取Wc=50mm根據(jù)lW/D=根據(jù)弓形降液管高度查得:Wd/D=0.1431.1=0.157(m)Wd=0.157(m)由于選用的塔徑不大,因此,設(shè)計為單溢流塔板.Aa=2x=D/2-(Wd+Ws)=1.1/2-(0.157+0.07)=x=D/2-(Wd+Ws)=Aa=0.598(m2)Aa=0.598(m2)⑥篩孔數(shù)目與排列⑥篩孔數(shù)目與排列t/D=(2.5~5)t/D=(2.5~5)取t/d0d0=5mm,d0取d0=5mmt=14mm0=14mm開孔率=0.907(d0/t)2開孔率=11.57%=0.907(1/2.8)2=11.57%20.598/(0.014)2=3508開孔數(shù)n=3508(2)塔高的計算:已知:進(jìn)料板溫度為℃a進(jìn)料a頂a均=(a頂a進(jìn)料)1/22.437)1/2Nmin=Nmin=查圖吉利蘭關(guān)聯(lián)圖7-54[12]下冊P123查得:N=7.44(不包括再沸器,查附圖1,N=8)N精實=NT/ET13(塊)N提實=N-N精實=22-13=9(塊)第14塊板進(jìn)料N精—實際塔板數(shù)NF—進(jìn)料板數(shù)NP—人孔數(shù)HT—板間距HF—進(jìn)料板處板間距HP—開設(shè)人孔處板間距HD—塔頂空間（不包括頂蓋部分）HB—塔底空間（不包括底蓋部分）HD—∧取NP取4個停留時間H1+H2=(N精-1)HT+（N提-2）HT取HD=H裙帶=HB=H1+H2+HD+HB+H裙帶+NPHP=6.46+1.3+3.06+1.4+4塔的流體力學(xué)驗算第3.1節(jié)校核精餾段提餾段板壓降:同理:板壓降:Hd=1/2(HT+hw)Hd=1/2(HT+hw)（1）干板壓降（1）干板壓降hd==/s=/s取/d0=0.6查干板孔流系數(shù)圖8-25,C0=0.75C0hd==0.041(m)hd=0.060(m)（2）氣體通過塔板的壓降（2）氣體通過塔板的壓降hp=hd+hlhl=β(hw+how)Fa=uaFa=ua=1.3696β+2βhl=0.625（0.047+0.013）=0.0375hlhp=hd+hl=0.041+0.0375=0.0785hp（3）液體通過降液管的壓降hr（3）液體通過降液管的壓降hr=0.153(VL/1Wh0)2hr=0.153(VL/1Wh0)20.037))20.027))210-410-3(m)Hf=hp+hd+hrHf=hp+hd+hr=0.1514(m)10-4=0.12021Hd=1/2(HT+hw)Hd=1/2(HT+hwHd=0.120<1/2(HT+Hw)=0.1935Hd校對通過。校核通過。降液管液體停留時間降液管液體停留時間霧沫夾帶量驗算霧沫夾帶量驗算HfHL=0.15（m）HfHL=0.15（m）校核通過校核通過塔板嚴(yán)重泄漏的校核塔板嚴(yán)重泄漏的校核校核通過。校核通過。第3.2節(jié)負(fù)荷性能圖計算精餾段提餾段同理液體流量下限線液體流量下限線E=1.025，1W=0.77E=1.04，1W則：VL=2.28(m3/h)則：VL=2.23(m3/h)液體流量上限線液體流量上限線漏液線漏液線表3-1漏液線作圖數(shù)據(jù)表3-2漏液線作圖數(shù)據(jù)序號VL(m3/h)Uow（m/s）Vg(m3/h)①②6③12④19序號VL(m3/h)Uow（m/s）Vg(m3/h)①②6③12④193.24過量霧沫夾帶線3.24過量霧沫夾帶線表3-3過量霧沫夾帶線作圖數(shù)據(jù)表3-4過量霧沫夾帶線作圖數(shù)據(jù)序號VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)①3471②63489③123516④193547序號VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)①3548②63575③123604④193641液泛線液泛線表3-5液泛線作圖數(shù)據(jù)表3-6液泛線作圖數(shù)據(jù)序號VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)①125600②205460③255352序號VL(m3/h)HL（m）Vg(m3/h)①125388②205315③255266輔助設(shè)備選型計算第4.1節(jié)換熱器的計算選型加熱蒸汽用量與冷卻水量的計算加熱蒸汽用量冷卻水量的計算（1）工藝條件（1）工藝條件P頂=763mmHgTD=0CP底=933mmHgTW=0CP進(jìn)料=848mmHgTF=0C原料及回流溫度T1=300C(303.15K)冷凝液出口溫t1R=2.635苯蒸汽進(jìn)口溫度t2=0D=2125Kg/h=27.07(kmol/h)冷卻水進(jìn)口溫度t3=15F=/h=60.85(kmol/h)冷卻水出口溫度t4=350W=/h=33.77(kmol/h)(2)熱量衡算(2)熱量衡算塔頂苯蒸汽帶出熱量Q1由于塔頂餾出液主要是純苯，因Q1=VH1此計算時以苯的有關(guān)參數(shù)為準(zhǔn)式中：V=(Kg/h)，焓的基準(zhǔn)為00H1塔頂苯汽熱焓查得:冷凝液量H1=132(kcal/kg)Vg=7721.448(Kg/h)則:Q1132①苯蒸汽在冷凝段放出熱量=1019231.14(kcal/h)Q1=Vgr0塔底殘液帶出熱量Q2查得：300C時，H1（以甲苯為計算依據(jù)）0C時，H2=35H2=53(kcal/kg)查[1]上冊P235Q2=WH253苯蒸汽的汽化焓r0=95(kcal/kg)=164605.81(kcal/h)則：Q1=Vr095塔體散熱量Q3(kcal/h)Q3=Atft(tb-tc)苯在冷卻段放出熱量Q2At聯(lián)合給熱系數(shù)At=5.3+3.6WQ2=Vg(H2-H1(35-12)W-風(fēng)速，W=(kcal/h)則：At2.5②冷卻水耗量G=14.3(kcal/m2h0C)C=1kcal/kgft一塔外表面積,取ft=30m2tb一塔外表溫度,取tb=300tc一室外空氣溫度，按冬季室外采暖③水在冷卻段內(nèi)溫升t計算溫度tc=-100C則：Q330(30+10)t=Q2/(GC)=17160(kcal/h)=0④總輸出熱量QT15+3.9=0QT=Q1+Q2+Q3④平均溫差=1200996.95（kcal/h）a冷凝段溫差：t1⑤原料帶入熱量Q4苯蒸汽0CH4=12（kcal/kg）冷卻水0C35Q4=FH412=62769.24（kcal/h）t1=（46.52+62.62）/2=0C⑥回流帶入熱量Q5b冷卻段溫差：t2H5=12（kal/kg）苯蒸汽0C→Q5=LH512冷卻水0C←15=67578（kcal/h）⑦塔底再沸器供熱量Q6則t2取對數(shù)平均值Q6=QT-（Q4+Q5）=1200996.95-（62769.24+67578）=1070649.71（kcal/h）間接蒸汽壓力取0.78MPa（絕對壓強(qiáng)）查得相應(yīng)飽和水蒸汽溫度為169飽和蒸氣的比汽化焓為2055kJ/kg=2181（kg/h）換熱器的確定換熱面積的計算換熱面積的計算TW=0C則：t=169-117.35=0C換熱面積K1---冷凝段總傳熱系數(shù)，取K1=280Kcal/m2h0CK---總傳熱系數(shù)A1=733537.56/（28054.6）=47.98（m2）取K=420Kcal/m2h0A=1070649.71/（42051.65）（2）冷卻段換熱面積=2按20％的裕量考慮，實際需換熱面積：冷卻器選用單殼程，溫度修正系數(shù)A實120％=59.22（m2）查得，，則t2=Φt233=0C 選用再沸器規(guī)格為：換熱面積單殼程浮頭管殼式換熱器K2一冷卻段總傳熱系數(shù)。取=70Kcal/m2h0即A270)=79.26(m2)則總傳熱面積：A=A1+A2=47.98+79.26=127.24(m2)按25％的裕量考慮，實際需換熱面積：其型號為：A實125％=159.05（m2）選用浮頭式冷凝卻器，其型號為：即FLB-500-65-25-4FA-700-185-25-4表4-1臥式熱虹吸重沸器規(guī)格表4-2浮頭式冷凝冷卻器規(guī)格外殼真徑DN700mm公稱面積A185m公稱壓強(qiáng)PN管子尺寸d192管子L6m管程數(shù)NP4管數(shù)NT192中心排管數(shù)24計算換熱面積2管子排列方式正方形外殼真徑DN500mm公稱面積A65m公稱壓強(qiáng)PN管子尺寸d192管子L6m管程數(shù)NP4管數(shù)NT128中心排管數(shù)16計算換熱面積2管子排列方式正方形

第4.2節(jié)管道尺寸的確定原料入口管取u=2m/s塔頂蒸汽管取u=30m/s再沸器升氣管取u=35m/s第4.3節(jié)原料槽、成品槽的確定原料槽V槽=23D=3.828(m)H=5.7(m)成品槽按8天存量時間設(shè)計D=3248=3每個貯槽按65m3按8個貯槽布置。第5章設(shè)計結(jié)果概要及分析討論本精餾設(shè)計方案從整體上看，設(shè)計趨于準(zhǔn)確，一般情況下操作安全，操作彈性大，且能完成生產(chǎn)任務(wù)的要求。流程中有自動控制系統(tǒng)能保證一定的塔效率，輔助設(shè)備充分滿足要求，同時在設(shè)計中選用了節(jié)能型工藝流程，具有一定的優(yōu)越性。第5.1節(jié)數(shù)據(jù)要求在計算過程中，數(shù)據(jù)比較精確，盡量用Excel計算，尤其是精餾塔塔頂、塔釜、進(jìn)料板及進(jìn)料溫度的試差，第一塊板、塔釜物料流量等重要數(shù)據(jù)的求取。第5.2節(jié)設(shè)計的特點在本設(shè)計中考慮了能量的綜合利用，用塔頂蒸汽預(yù)熱原料，一方面為原料的預(yù)熱提供了熱量，節(jié)約了水蒸汽的用量，另一方面，本產(chǎn)品本身得到一部分的冷凝，節(jié)約了冷凝水的用量，按每沒m3水為1元，每噸水蒸汽為50元算，每年節(jié)約近5萬元。同時，整個流程中用氣動閥控制，在操作過程中摸一關(guān)鍵步驟出現(xiàn)非正常時，自動裝置就會及時反應(yīng)并自動調(diào)節(jié)，避免人為的失誤。在整個操作中，主要控制進(jìn)料版、進(jìn)料、塔頂、塔釜的回流溫度及壓力。存在的問題在設(shè)計中，由于時間關(guān)系，只計算了原料泵、再沸器、塔頂冷凝冷卻器。其他的泵和換熱器都只是估算。在選取冷凝器時，由于時間關(guān)系，用塔頂蒸汽預(yù)熱原料的換熱器沒有算，但從熱量衡算中可看出，其熱量很小，所需的換熱器也應(yīng)該是一小型換熱器。第6章參考文獻(xiàn)4陳洪鈁.《化工分離過程》，化學(xué)工業(yè)出版社，1995年5月第1版.《化工原理》化學(xué)工業(yè)出版社.2006年1月第10版符號說明A換熱面積m2Aa鼓泡區(qū)面積m2Af降液管橫截面積m2An有效傳質(zhì)區(qū)面積m2Ao篩孔面積m2AT塔橫截面積m2A質(zhì)量分率-C負(fù)荷系數(shù)-CP比熱KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)D塔頂產(chǎn)品流率Kmol/h(Kg/h)Dg公稱直徑mDT塔徑mD管內(nèi)徑mmd1管外徑mmdo孔徑mmdm管平均直徑mmE液流收縮系數(shù)-ET全塔板效率-ev霧沫夾帶量Kg液體/Kg氣體F進(jìn)料流率Kmol/h(Kg/h)H塔高mHL板上清夜層高度mmHT板間距mHd降液管內(nèi)清夜層高度mHD塔頂空間高度mHB塔底空間高度mhd氣體通過干板壓降mho降液管下沿到塔板間距離mhow溢流堰上液頭高mhp氣體通過塔扳壓降mhr液體通過降液管的壓降