./武漢工程大學(xué).化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計說明書課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計專業(yè)班級12級化學(xué)工程與工藝01班學(xué)生學(xué)號1206211931學(xué)生朱思盟學(xué)生成績指導(dǎo)教師煒課題工作時間2014-12-22至1月5日工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書專業(yè)化學(xué)工程與工藝班級12級01班學(xué)生朱思盟發(fā)題時間：2014年12月20日課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計課題條件〔文獻資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量文獻資料：敏恒.化工原理[M].：化學(xué)工業(yè),2002.王志魁.化工原理第三版[M].：化學(xué)工業(yè),2005.王國勝.化工原理課程設(shè)計[M].：理工大學(xué),2005.路秀林.塔設(shè)備設(shè)計[M].：化學(xué)工業(yè),2004.汪鎮(zhèn)安.化工工藝設(shè)計手冊[M].：化學(xué)工業(yè),2003.王松漢.石油化工設(shè)計手冊<第3卷>[M].：化學(xué)工業(yè),2002.周大軍.化工工藝制圖[M].：化學(xué)工業(yè),2005.匡國柱,史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計[M].：化學(xué)工業(yè),2002.湯善甫,朱思明.化工設(shè)備機械基礎(chǔ)[M].：華東理工大學(xué),2004.朱有庭,曲文海,于浦義.化工設(shè)備設(shè)計手冊上下卷[M].：化學(xué)工業(yè),2004.賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設(shè)計[M].：大學(xué),2005.設(shè)計任務(wù)某廠以苯和乙烯為原料,通過液相烷基化反應(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)計方案根據(jù)設(shè)計任務(wù)書所提供的條件和要求,通過對現(xiàn)有生產(chǎn)的現(xiàn)場調(diào)查或?qū)ΜF(xiàn)有資料的分析對比,選定適宜的流程方案和設(shè)備類型,確定工藝流程。對選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式進行簡要的論述。2.主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算包括工藝參數(shù)的選定、模擬設(shè)計計算、設(shè)備的工藝尺寸計算及結(jié)構(gòu)工藝設(shè)計。3.典型輔助設(shè)備的選型和計算包括典型輔助設(shè)備的主要工藝尺寸計算和設(shè)備型號規(guī)格的選定。4.繪制帶控制點的工藝流程圖A2號圖紙,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)測量點。5.繪制主體設(shè)備工藝條件圖A1號圖紙,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。設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)進料量9200kg/h的物料由20℃預(yù)熱至壓力為0.14Mpa下泡點狀態(tài)下進料,進料組成〔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。全班以花名冊序號順序兩人一組。第一組進料組成〔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。設(shè)計說明書容1.封面2.任務(wù)書3.成績評定表4.目錄5.概述〔精餾操作對塔設(shè)備的要求、設(shè)計原則與步驟、精餾過程模擬計算方法6.工藝流程方案的說明和論證7.精餾塔模擬設(shè)計計算及操作條件的選擇〔塔板數(shù)、進料位置、操作壓力、回流比8.精餾塔主體工藝尺寸的計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計〔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、塔板流動性能的校核及負(fù)荷性能圖9.輔助設(shè)備的選型及計算<管路設(shè)計及泵、貯罐、再沸器、冷凝器選型>10.設(shè)計結(jié)果概要<主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù),設(shè)計時規(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、型號及數(shù)量>11.對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論12.主要符號說明13.參考文獻進度計劃1.查閱文獻資料,初步確定設(shè)計方案及設(shè)計容,3天2.根據(jù)設(shè)計要求進行設(shè)計,確定設(shè)計說明書初稿,2-3天3.撰寫設(shè)計說明書,2天4.繪制工藝流程圖及總裝圖、答辯,2-3天指導(dǎo)教師：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》綜合成績評定表學(xué)生學(xué)生班級設(shè)計題目朱思盟化工01班苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計指導(dǎo)教師評語指導(dǎo)教師：煒20XX12月20日答辯記錄答辯組成員簽字：記錄人：年月日成績綜合評定欄設(shè)計情況答辯情況項目權(quán)重分值項目權(quán)重分值1、計算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力〔邏輯性、條理性103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設(shè)計能力56、書寫情況〔文字能力、整潔度5綜合成績指導(dǎo)教師：煒學(xué)科部主任：杜治平20XX12月20日20XX12月20日目錄TOC\o"1-3"\h\u2003摘要 11624Abstract 225230一、概述4288761.1精餾操作對塔設(shè)備的要求 479031.2板式塔的類型 415251.2.1泡罩塔 4188701.2.2篩板塔 5277971.2.3浮閥塔 5281611.3精餾過程模擬計算方法 620052二、工藝流程方案的說明和論證 7300872.1設(shè)計方案 736512.2設(shè)計方案的確定及流程說明 768952.2.1選塔依據(jù) 7197152.2.2加熱方式 763842.2.3選擇適宜回流比 739352.2.4回流方式 7233902.3操作流程說明 828589三、精餾塔模擬設(shè)計計算及操作條件的選擇9305373.1精餾塔全塔物料衡算 9190793.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 9111463.1.2物料衡算進料流量 10280303.1.3餾出液流量 10228093.1.4回流比的確定 1083363.2主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算 1139073.2.1苯-乙苯系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 1120693.2.2溫度的計算 12210723.2.3相對揮發(fā)度的計算 1328743.2.4粘度的計算 13144903.3理論塔的計算 1428943.4塔徑的初步設(shè)計 1464413.4.1表面力的計算 14231393.4.2密度的計算 1482623.4.3塔徑的計算 155142四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計174304.1溢流裝置計算 17208594.1.1堰長的計算 17320704.1.2堰高的計算 17147184.1.3弓降液管的寬度和橫截面積 18211184.1.4降液管底隙高度 19146484.2塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列 19245204.2.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸 19194704.2.2浮閥數(shù)目及排列 20222224.2.3浮閥數(shù)目及排列 20147314.3塔板的流體力學(xué)驗算 21295144.3.1氣相通過浮閥塔板的壓降 2180274.3.2液泛 22209104.3.3霧沫夾帶 2340504.3.4漏液 23112634.4塔板負(fù)荷性能圖 2445714.4.1霧沫夾帶線 24139654.4.2液泛線 24300314.4.3液相負(fù)荷上限線 24254604.4.4漏液線 24181694.4.5液相負(fù)荷下限線 25192004.4.6塔板負(fù)荷性能圖 25189054.5操作彈性 26103554.6塔高 26182774.5.1塔頂空間2755674.5.2人孔數(shù)目27222254.5.3塔底空間2717960五、輔助設(shè)備的選型及計算 28316625.1管路尺寸設(shè)計 28161125.2泵的選擇 31159605.3預(yù)熱器計算 31180505.4全凝器計算 32135865.5再沸器的計算 33178335.6法蘭 34273275.7裙座 3429660六、設(shè)計結(jié)果概要35144856.1主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù) 35119526.2附屬設(shè)備的規(guī)格、型號 3646716.3設(shè)計時規(guī)定的主要操作參數(shù) 367645七、對本設(shè)計的評述和有關(guān)問題的討論37807.1對本設(shè)計的評述 3742297.2有關(guān)問題的討論388939八、主要符號說明 399628參考文獻40.摘要化工原理本次課程設(shè)計任務(wù)為：苯--乙苯連續(xù)分離過程浮閥板精餾塔設(shè)計。進料量9800kg/h的物料由20℃預(yù)熱至壓力為0.14Mpa下泡點狀態(tài)下進料,進料組成〔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0.1013MPa。此次設(shè)計過程的主要設(shè)計容為：確定設(shè)計方案、全塔物料衡算、最小回流比以及實際回流比的確定、理論塔板數(shù)以及實際塔板數(shù)求取、塔徑以及塔板工藝尺寸計算、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)計等。以上設(shè)計容的主要設(shè)計結(jié)果為R/Rmin=1.5、實際塔板數(shù)20塊、全塔效率46.1%、塔徑1.2m；塔板堰長0.84米、堰高0.0587米、塔板實際篩孔數(shù)117個、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AbstractChemicalEngineeringprinciples,thiscourseisdesignedforthefollowingtask:thedesignoffloatvalveplatedistillationcolumnintheprocessofBenzene-ethylbenzenecontinuousseparation.inletamountthatis9800kg/hshouldbeinthebubblepointstatuswiththepressof0.14Mpaandtemperatureof20℃andtheinputmaterialconsistof<massfraction>:Benzeneis0.618,Ethylbenzeneis0.382.Inthetopoftower,thereshouldbebenzenesolutionthatconsistofmorethan98.5%Benzene<massfraction,similarlyhereinafter>,intheresidue,thereshouldbelessthan1.5%Benzene.Thedistillateandonthetopoftowershoulddecreaseto40℃.Fullcondenseronthetopoftowershouldintheatmosphericpressureof0.1013Mpa.Themaincontentofthisdesignprocessmainlyfocuseson:thedesignschemedetermination,overalltowermaterialbalance,theminimumrefluxrationandactualrefluxratiodetermination,thetheoreticaltowerplatenumberandtheactualnumberofplatecalculation,thecalculationofprocessdimensiononcolumndiameterandcolumnplate,Hydrodynamicperformancecheckingandloadperformancechart,designoftowerstructureandotherancillaryequipment.Themainresultoftheabovedesigns:R/Rmin=1.5,theactualplatenumberis20,thewholetowerefficiencyis46.1%,columndiameteris1.1m,plateweirlengthis0.77m,weirheightis0.0587m,actualplatesievenumberis116,operatingflexibilityis2.62etc.Keywords:Benzene–ethylbenzene,Fulltowerefficiency,Sievenumber,Operatingflexibility前言化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié),通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊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,能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過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)濟合理性?；どa(chǎn)常需進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)過程中最重要的單元操作之一,蒸餾的理論依據(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〔或沸點不同來實現(xiàn)分離目的。例如,設(shè)計所選取的苯-乙苯體系,加熱苯〔沸點80.1℃和乙苯〔沸點136.2℃的混合物時,由于苯的沸點較乙苯為低,即苯揮發(fā)度較乙苯高,故苯較乙苯易從液相中汽化出來。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,依此進行多次汽化及冷凝過程,即可將苯和乙苯分離。多次進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)計中設(shè)計任務(wù)所給WF等為質(zhì)量分?jǐn)?shù),已在括號中說明,后文也將進行換算。換算之后WF等不再特意說明,均代表摩爾分?jǐn)?shù)。由于此次設(shè)計時間緊,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精餾操作對塔設(shè)備的要QUOTE求精餾所進行的是氣、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]?！?氣、液處理量大,即生產(chǎn)能力大時,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?！?操作穩(wěn)定,彈性大,即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負(fù)荷有較大圍的變動時,仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行未定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性?！?流體流動的阻力小,即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓降小,這將大大節(jié)省動力消耗,從而降低操作費用。對于減壓精餾操作,過大的壓降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度,最終破環(huán)物系的操作?！?結(jié)構(gòu)簡單,材料耗用量小,制造和安裝容易?！?耐腐蝕和不易堵塞,方便操作、調(diào)節(jié)和檢修?！?塔的滯留量要小。實際上,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特的優(yōu)點,設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系的性質(zhì)和具體要求,抓住主要矛盾進行選型。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。板式塔為逐級接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備,其種類繁多,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、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。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φ80mm、φ100mm、φ150mm三種尺寸,可根據(jù)塔徑的大小選擇。泡罩的下部周邊開有很多齒縫,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,液體橫向流過塔板,靠溢流堰保持板上有一定厚度的液層,齒縫浸沒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。上升氣體通過齒縫進入液層時,被分散成許多細(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)點是操作彈性較大,塔板不易堵塞；缺點是結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高,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)過程常用的塔設(shè)備,它的主要優(yōu)點有：①結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單,易于加工,造價約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80%左右；②處理能力大,比同塔徑的泡罩塔可增加10%~15%；③塔板效率高,比泡罩塔高15%左右；④壓降較低,每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點是：①塔板安裝的水平度要求較高,否則氣液接觸不勻；②操作彈性較小〔約2~3；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)展起來的,它主要的改進是取消了升氣管和泡罩,在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥,浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動,自行調(diào)節(jié),使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進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)過程中。塔徑從200mm到6400mm,使用效果均較好。國外浮閥塔徑,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。近年來研究開發(fā)出的新型浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯形浮閥、雙層浮閥、V-V型浮閥、混合浮閥等,其共同的特點是加強了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用,使氣液兩相的流動更趨于合理,操作彈性和塔板效率得到進一步的提高。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)計數(shù)據(jù)完善,便于設(shè)計和對比。浮閥塔特點：①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；②操作彈性大,一般約為5~9,比篩選、泡罩和舌形塔板的操作彈性要大得多；③塔板效率高,比泡罩塔高15%左右；④壓力小,在常壓塔中每塊板的壓降一般為400~660N/㎡；⑤液面梯度??；⑥使用周期長,黏度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作；⑦結(jié)構(gòu)簡單,安裝容易,制造費為泡罩塔板的60%~80%,為篩板塔的120%~130%。目前從國外實際使用情況看,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精餾過程模擬計算方法〔1設(shè)計方案的確定和說明。根據(jù)給定任務(wù),對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述?！?精餾塔的工藝計算?！?計算塔板各主要工藝尺寸,進行流體力學(xué)校核計算?！?管路及附屬設(shè)備如再沸器、冷凝器的計算和選型。二工藝流程方案的說明和論證2.1設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離苯-乙苯混合物。對于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用冷夜進料,將原料液送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔,其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.2設(shè)計方案的確定及流程說明2.2.1選塔依據(jù)浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的,它主要的改進是取消了升氣管和泡罩,在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥,浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動,自行調(diào)節(jié),使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進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)過程中。塔徑從200mm到6400mm,使用效果均較好。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用,是因為它具有下列特點：<1>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。<2>塔板效率高,比泡罩塔高15％左右。<3>壓強小,在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400～660N/m2。<4>液面梯度小。<5>使用周期長。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)簡單,安裝容易,制造費為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。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)該通過經(jīng)濟核算來確定,即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比R,根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.2－2.0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：泡點回流泡點回流易于控制,設(shè)計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。2.3操作流程說明苯-乙苯溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后,用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后,進入回流罐部分回流,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)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板,在進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,進行熱和質(zhì)的傳遞過程。三精餾塔模擬設(shè)計計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/sxF原料組成〔摩爾分?jǐn)?shù)D塔頂產(chǎn)品流量〔kmol/sxD塔頂組成〔摩爾分?jǐn)?shù)W塔底殘液流量〔kmol/sxW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：泡點進料q=1苯的摩爾質(zhì)量乙苯的摩爾質(zhì)量摩爾分?jǐn)?shù)計算平均摩爾質(zhì)量=3.1.2物料衡算進料流量物料衡算3.1.3餾出液流量D=72.5325kmol/hW=35.1598kmol/h3.1.4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,因為苯-乙苯相平衡線具有下凹部分,在操作線與平衡線的交點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e的坐標(biāo)為<0.6727,0.9889>由此可求出操作線計算精餾段提餾段Q點〔0.6727,0.8895最小回流比由平衡相圖課得確定回流比R=<1.1-2.0Rmin通過嘗試比較板數(shù)初步取實際操作回流比為理論回流比的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/℃xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.2003.2.2溫度的計算：溫度及壓力的計算全凝器壓力101.3KPa其壓降為10KPa根據(jù)安妥因方程用試差法計算溫度安托因常數(shù)苯A：6.031B：1211.033C:220.790乙苯A:6.082B:1424.255C: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驗算則假設(shè)正確即塔底取每塊板壓降為0.6KPa假設(shè)實際有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驗算則假設(shè)溫度正確即=142.5℃3.2.3相對揮發(fā)度的計算：相對揮發(fā)度ɑɑ=3.2.4粘度的計算：粘度表3-2苯、乙苯在不同溫度下的黏度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226=85.3℃時=0.297時3.3理論塔的計算則假設(shè)板數(shù)正確3.4塔徑的初步設(shè)計塔徑3.4.1表面力的計算表3-3不同溫度下苯、乙苯的表面力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.4.2密度的計算表3-4不同溫度下苯、乙苯的密度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226則則3.4.3塔徑的計算則取查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得取四精餾塔主體工藝尺寸的計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計因塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管,采用平直堰,凹形受液盤。塔板的板面布置及主要尺寸見圖4.1圖4.1塔板的板面布置及主要尺寸圖4.1溢流裝置計算4.1.1堰長型浮閥塔的孔徑為0.039m4.1.2堰高的計算取板上液層高度：hL=0.07m本設(shè)計采用平直堰,設(shè)出口堰不設(shè)進口堰,堰上液高度按下式計算<近似取E=1>精餾段：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算降液管停留時間精餾段：提餾段：停留時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)計合理選用凹形受液盤,深度,不再單獨設(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)塊通過人孔送入塔,所以采用單溢流型分塊式塔板,塔板面積可以分為五個區(qū)域：開孔區(qū)<鼓泡區(qū)、有效傳質(zhì)區(qū)>、邊緣區(qū)<無效區(qū)>、降液區(qū)、出口安定區(qū)、入口安定區(qū)。因D=1.0m,取破沫區(qū)的寬度Ws=0.07m,無效區(qū)寬度Wc=0.05m。降液區(qū)降液區(qū)開孔區(qū)<鼓泡區(qū)、有效傳質(zhì)區(qū)>出口安定區(qū)邊緣區(qū)<無效區(qū)>入口安定區(qū)降液區(qū)本設(shè)計塔徑D=1m,故塔板采用分塊式,以便通過入孔裝拆塔板。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。開孔率4.3塔板的流體力學(xué)驗算4.3.1氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù),計算。精餾段：.干板阻力：因<,故按不全開計算.板上充氣液層阻力：取,則：<3>.液體表面力所造成的阻力此阻力很小,可忽略不計,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>.液體表面力所造成的阻力此阻力很小,可忽略不計,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β=0.5所以即：為了防止液泛,?。和ㄟ^驗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)長度：板上液體流經(jīng)面積：取物性系數(shù)K=1.0,泛點負(fù)荷系數(shù)=0.09精餾段：泛點率：對于大塔,為了避免過量霧沫夾帶,應(yīng)控制泛點率不超過80%,由以上計算知,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,泛點負(fù)荷系數(shù)=0.1則泛點率：由以上計算知,符合要求。4.3.4漏液前面在進行塔板上的浮閥數(shù)目計算及排列的時候已經(jīng)核算過,閥孔動能因子變化不大,仍在正常操作圍,不會造成漏液。4.4塔板負(fù)荷性能圖4.4.1霧沫夾帶線泛點率：據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率80%計算。精餾段整理得：由上式和霧沫夾帶線為直線,則在操作圍任取兩個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)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時間不低于3~5s。以作為液體在降液管停留時間的下限,則：4.4.4漏液線對于型重閥,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〔不包括裙座由下式?jīng)Q定：式中——塔頂空間,m；——塔底空間,m；——塔板間距,m；——開有人孔的塔板間距,m；——進料段高度,m；——實際塔板數(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〔見圖5-1指塔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〔1.5～2.0HT。若圖5-1塔高示意圖需要安裝除沫器時,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。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料,可隔8～10塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗,則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm。此處取人孔數(shù)為3.4.5.3塔底空間塔底空間指塔最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進料有15分鐘緩沖時間的容量時,塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘,否則需有10～15分鐘的儲量,以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時,塔底容量可取小些,停留時間可取3～5分鐘；對易結(jié)焦的物料,停留時間應(yīng)短些,一般取1～1.5分鐘。此處取停留時間為5分鐘。塔高為：五輔助設(shè)備的選型及計算5.1管路尺寸設(shè)計進料管的結(jié)構(gòu)類型很多,有直管進料管,彎管進料管,T型進料管。本設(shè)計采用通過泵輸送料液直管進料,管徑計算如下：〔1進料管,,則體積流量取管流速則管徑查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn),取進料管規(guī)格Φ50x2.5則管徑d=45mm進料管實際流速〔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)量則液體流量取管流速,則回流管直徑查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn),取回流管規(guī)格Φ則管直徑d=26mm回流管實際流速〔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：取管蒸汽流速則查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn),取回流管規(guī)格Φ140×4.5則實際管徑d=131mm塔頂蒸汽接管實際流速〔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：取管流速則查無隙鋼管標(biāo)準(zhǔn),取回流管規(guī)格則實際管徑d=48mm塔頂蒸汽接管實際流速〔5塔釜進氣管,塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量塔釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量：取管蒸汽流速則可取回流管規(guī)格Φ146×4.5則實際管徑d=137mm塔頂蒸汽接管實際流速5.2泵的選擇泵的計算及選型進料溫度已知進料量取管流速,則則管徑故可采用故可采用Φ50x3.0的離心泵。則徑d=46mm,得：取絕對粗糙度為：；則相對粗糙度為：摩擦系數(shù)λ由得λ=0.03進料口位置高度：揚程：則選取型號為50Y-60的Y型離心油泵5.3預(yù)熱器計算預(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3000mm中心管數(shù)17換熱面積55.02m^25.4全凝器計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/〔m^2*K>=360/<m^2*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6000mm換熱面積195.14m^2中心管數(shù)235.5再沸器的計算再沸器塔底t=142.5℃查圖可得取K=100w/〔m^2*K>=360/<m^2*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9000mm換熱面積637.99m^2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,由不同的公稱直徑,選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：PN6DN40HG5010回流管接管法蘭：PN6DN60HG5010塔頂蒸氣管法蘭：PN6DN500HG5010釜液排出管法蘭：PN6DN30HG50105.7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)計算結(jié)果項目符號單位計算所數(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um/s1.33801.479堰長lwm0.840.84堰高h(yuǎn)wM0.06290.0467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u0m/s6.4027.423同一橫排孔心距浮閥動能因子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ΔppPa569.46702.67液體在降液管停留時間θs39.9126.651降液管清液層高度Hdm0.004430.139泛點率%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霧沫夾帶控制操作彈性8.25868.3207漏液控制6.2附屬設(shè)備的規(guī)格、型號表11-2接管尺寸確定項目接管尺寸管流速/<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)計時規(guī)定的主要操作參數(shù)序號項目數(shù)值精餾段提餾段1平均溫度tm,℃85.5142.72液體平均密度<kg/m>808.813753.983氣體平均密度<kg/m>2.66633.04614液相表面力17.74938.9415混合物黏度<mPa·s>0.2970.2216相對揮發(fā)度6.554.277氣相流量Vs,〔m3/h3110.9773607.15678液相流量Ls,<m3/h>3.28919.7369實際塔板數(shù)81310塔徑D,m1.21.211板間距H,m0.430.4312降壓管形式弓形弓形13堰長l,m0.840.8414堰高h(yuǎn),m0.06290.046715降液管停留時間,s39.9126.65116板上液層高度h,m0.070.0717堰上液層高度h,m0.00705520.046718降壓管底隙高度h,m0.05690.0407七對本設(shè)計的評述和有關(guān)問題的討論7.1對本設(shè)計的評述本次化工原理課程設(shè)計歷時兩周,是我上大學(xué)以來第一次獨立的工業(yè)化設(shè)計,也是我所接觸的實踐任務(wù)中最繁瑣,專業(yè)性最強的課程設(shè)計。從老師以及同學(xué)那里了解到化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)我們化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié),通過課程設(shè)計使我初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊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,能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性,還要考慮生產(chǎn)上的安全性和經(jīng)濟合理性。我和同伴的設(shè)計容是苯—乙苯的浮閥精餾塔設(shè)計。雖然以前對這方面的知識進行了理論性的學(xué)習(xí),但是了解和掌握的東西很有限。在這次課程設(shè)計中,通過物料衡算,熱量衡算,工藝計算,結(jié)構(gòu)設(shè)計等一系列工作,讓我們明白了怎樣運用所學(xué)的知識,結(jié)合我們掌握的其他的關(guān)知識,計算機技術(shù),參照有關(guān)的文獻資料去解