化工原理課程設計--苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計

1、<p>　　成績 </p><p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p><b>　　設計說明書</b></p><p>　　設計題目：1.6632萬噸/年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計</p><p>　　姓 名 xxx </p&

2、gt;<p>　　班 級 應 化10-3 </p><p>　　學 號 xxxxxxxx </p><p>　　完成日期 2013-07-06 </p><p>　　指導教師 </p><p>　　化工原理課程設計任務書</p><p

3、><b>　　一、設計說明書題目</b></p><p>　　1.6632(萬噸/年) 苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計說明書</p><p><b>　　二、設計任務</b></p><p>　?。?）處理量:3班(1500 + 學號×200)kg/h（每年生產(chǎn)時間按330天計算）；本人學號03，則處理量為2

4、100kg/h,生產(chǎn)時間為7920h。</p><p>　?。?）原料組成:(3班) 含苯為0.40(質(zhì)量分率)；</p><p>　?。?）進料熱狀況參數(shù):（3班）為0.5；</p><p>　　（4）產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品，含苯0.98(質(zhì)量分率，下同)；塔底產(chǎn)品，含苯0.01；</p><p>　　（5）塔頂采用30℃的冷回流，冷卻水溫度2

5、5℃，回用循環(huán)水溫度45℃；塔底重沸器加熱介質(zhì)為比密度0.86的柴油，進口溫度290℃，出口溫度160℃；</p><p>　　（6）其它用于經(jīng)濟評價參數(shù)：加工純利潤600元/噸原料油，操作費用計量：料液輸送3元/噸，冷卻水16元/噸，熱載體(柴油)160元/噸；固定資產(chǎn)計量：傳熱面積4000元/平方米, 泵1200元/(立方米/小時) ；5000元/(立方米塔體)；3000元/(平方米F1型浮閥(重閥) 塔板)

6、 。裝置使用年限15年。</p><p>　　三、設計說明書目錄(主要內(nèi)容) 要求</p><p>　　1.說明書標準封面；</p><p>　　2.目錄頁，任務書頁；</p><p>　　3.說明書主要內(nèi)容規(guī)定</p><p><b>　　裝置流程概述，</b></p><p

7、><b>　　裝置物料平衡，</b></p><p>　　精餾塔操作條件確定，</p><p>　　(適宜回流比/最小回流比)為1.35時理論塔板數(shù)及進料位置，</p><p>　　精餾塔實際主要工藝尺寸，</p><p>　　精餾塔塔頂?shù)诙濉⑦M料口上等三板和進料口下等二板塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)，</p>&

8、lt;p>　　精餾塔結(jié)構(gòu)參數(shù)匯總表和精餾塔結(jié)構(gòu)簡圖(A3圖) ，</p><p><b>　　裝置熱衡算，</b></p><p>　　裝置經(jīng)濟效益和工藝設計評價。</p><p><b>　　四、參考書目</b></p><p>　　1．化工原理課程設計指導；</p><

9、p>　　2．夏清等編化工原理(上) 、( 下) 2002年修訂版；</p><p>　　3．化工工藝設計圖表；</p><p>　　4．煉油工藝設計手冊浮閥塔分冊。</p><p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　二、設計方案的確定</b></p><

10、p><b>　　2.1 處理量確定</b></p><p>　　依設計任務書可知，處理量為: 2100kg/h,生產(chǎn)時間為7920h </p><p>　　2.2 設計題目與設計進程</p><p>　　該次設計題目：1.6632萬噸/年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計。</p><p>　　本次設計為倆周，安排如下

11、：表2-1. 進程表</p><p><b>　　2 .3概述</b></p><p>　　塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。</p><p>　　浮閥塔

12、廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單.浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚

13、合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復雜板式塔的設計資料更易得到，便于設計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。</p><p>　　2.4.1塔設備的工業(yè)要求</p><p>　　總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下：<

14、;/p><p>　　一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造

15、價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.</p><p>　　2.4.2工藝流程如下：</p><p>　　苯與甲苯混合液（原料儲罐）→原料預熱器→浮閥精餾塔（塔頂：→全凝器→分配器→部分回流，部分進入冷卻器→產(chǎn)品儲罐）(塔釜：再沸器→冷卻器→產(chǎn)品進入儲罐）</p><p><b>　　三、裝置流程說明</

16、b></p><p>　　本方案主要是采用板式塔，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103.5度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔铮钟幸合嗷旌衔?，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(chǎn)品

17、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(chǎn)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。 </p><p>　　本次設計的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個系數(shù)得到三個回流比，最后比較那個最好，而不是找出

18、最佳的回流比。</p><p><b>　　3.1精餾塔設計</b></p><p>　　3.1.1工藝條件的確定</p><p>　　3.1.1.1苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</p><p>　　表3-1 相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)</p><p&

19、gt;　　表3-3 Antoine常數(shù)值</p><p>　　表3-4 苯與甲苯的液相密度</p><p>　　表3-5 液體的表面張力</p><p>　　表3-6 液體的黏度</p><p>　　表3.7 液體的汽化熱</p><p>　　3.1.1.2溫度的條件：</p><p

20、>　　假定常壓，作出苯—甲苯混合液的t-x-y圖，如后附圖所示。依任務書，可算出：xf=(0.40/78.11)/(0.40/78.11+0.60/92.13)=0.440;</p><p>　　同理，xD=0.983，xw=0.012查t-x-y圖可得，tD=80.6℃,tW=110.0℃,tF=94.2℃</p><p>　　精餾段平均溫度tm=（80.6×94.2）1

21、/2=87.14℃</p><p>　　3.1.1.3操作壓力選定</p><p>　　最低操作壓力：取回流罐物料的溫度為45℃，查手冊得POA =29.33Kpa，POB =10.00Kpa.由泡點方程XD=(Pmin-POB)/(POA -POB)=0.983,可得Pmin=29.00Kpa.取塔頂操作壓力P=101.33Kpa</p>&l

22、t;p>　　3.2精餾塔物料恒算</p><p><b>　　3.2.1摩爾分數(shù)</b></p><p>　　由以上可知，摩爾分數(shù)為xf=0.440，xD=0.983，xw=0.012</p><p>　　3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量</p><p>　　MF=xFMA+(1-xF)MB=0.440

23、×78.11+（1-0.440）×92.13=85.96 kg/kmol ， </p><p>　　MD=xDMA+(1-xD)MB=0.983× 78.11+(1-0.983) × 92.13=78.35kg/kmol ，</p><p>　　MW=xWMA+(1-xW)MB=0.012×78.11+(1-0.012) ×

24、 92.13=91.96 kg/kmol</p><p>　　3.2.3質(zhì)量物料恒算與負荷計算及其結(jié)果表</p><p>　　總物料衡算    D+W=2100 kg/h  </p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算    0.983D+0.012W=0.440×

25、2100  </p><p>　　聯(lián)立（1）、（2）解得：F=2100 kg/h = 0.583 kg/s = 1.6632萬噸/年 </p><p>　　F=2100/85.96 = 24.430 kmol/h = 0.007kmol/s</p><p>　　W=1174 kg/h= 0.33kg/s= 0.93萬

26、噸/年,</p><p>　　W=1174/91.96=12.770 kmol/h=0.004kmol/s</p><p>　　D=926kg/h =0.26 kg/s =0.73萬噸/年,</p><p>　　D=926/78.35=11.82kmol/h=0.003kmol/s </p><p>　　表3

27、-8 物料恒算表</p><p><b>　　3.3塔板數(shù)計算</b></p><p>　　3.3.1、確定最小回流比R</p><p>　　理論塔板數(shù)X-Y曲線由表3-1相平衡數(shù)據(jù)繪制苯—甲苯混合液的x—y圖</p><p>　　得出f（0.34,0.54），即Xq=0.34，Yq=0.54</p>&l

28、t;p>　　Rmin=（XD-Yq）/(Yq-Xq)=2.215 R=1.35Rmin=2.990</p><p>　　精餾段操作線的截距b=XD/（R+1）,b=0.246</p><p>　　連接ab兩點，直線ab即為精餾段操作線。</p><p>　　3.3.2理論塔板數(shù)的求取</p><p>　　3.3.3求精餾塔的汽、

29、液相負荷</p><p>　　L=RD=2.99 X 11.82=35.34 Kmol/h V=(R+1)D=(2.99+1)X11.82=47.16 kmol/h</p><p>　　L’=L+F=35.34+24.43=59.77 Kmol/h V’=V=47.16 Kmol/h</p><p>　　3.3.4求理論塔板數(shù)</p>&

30、lt;p>　　精餾段操作線：,即得y=0.75X+0.25</p><p>　　提留段操作線：，即得y=1.29X+0.003</p><p>　　NT圖解法得到：總的理論塔板層數(shù)NT=16塊（包括再沸器，冷凝器）</p><p>　　進料板位置 NF=9 N精=8 N提=7</p><p>　　3.3.5平均塔效率ET&

31、lt;/p><p>　　塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03℃</p><p>　　分別算出t=94.03℃下得相對揮發(fā)度和μL如下：</p><p>　　由=0.983 =0.012查得塔頂及塔釜溫度分別為：=80.60℃ =110.0℃，</p><p>　　全塔平均溫度：=(+)/2=(80.60+1

32、10.0)/2=95.3℃</p><p>　　=POA/POB =156.7Kpa/62.85Kpa=2.454 ,有t - x -y 圖查得該溫度下XA=0.40μL=xAμ苯+（1-xA）μ甲苯=0.40*0.266+0.60*0.274=0.271 </p><p>　　故 *μL=0.665</p><p><b>　　∧-0.2

33、45</b></p><p>　　ET=0.49(ɑμL) =0.541</p><p>　　3.3.6實際層數(shù)的求取</p><p>　　精餾段實際板層數(shù)：N精=8/0.541≈15塊；</p><p>　　提餾段實際板層數(shù)：N提=8/0.541≈15塊</p><p><b>　　總塔

34、板數(shù)：</b></p><p>　　3.4.精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　3.4.1操作壓力的計算</p><p>　　取每層塔板壓降為△P=0.7kPa計算。</p><p>　　塔頂操作壓力：PD=101.33+0=101.33 Kpa</p><p>　　進料板壓力P=10

35、1.33+0.7×15=111.83 kpa</p><p>　　塔底操作壓力PD=101.33+0.7×15+100=211.83 kpa</p><p>　　精餾段平均壓力Pm=（101.33+211.83）/2=156.58 kpa</p><p><b>　　3.4.2操作溫度</b></p><

36、p>　　由t-x-y圖得tD=80.6℃，tF=94.2℃，tW=110.0℃</p><p>　　精餾段平均溫度tm=（80.6+94.2）/2=87.4℃</p><p>　　提留段平均溫度tm=（94.2+110.0）=102.1℃</p><p>　　3.4.3平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　3.4.3.1塔頂平均摩爾質(zhì)量

37、計算</p><p>　　xD=y1= 0.983代入平衡方程得x1 =0.962</p><p>　　MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.983×78.11+0.017×92.13=78.35Kg/Kmol</p><p>　　MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.962×78.11+0.038×92.13=78.

38、64Kg/Kmol</p><p>　　3.4.3.2進料板的組成</p><p>　　由xF=0.440,查t-x-y圖知:yF=0.687</p><p>　　MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.687×78.11+0.313×92.13=82.50Kg/Kmol</p><p>　　MLmF=xFMA+(1-x

39、F)MB=0.440×78.11+0.560×92.13=85.96Kg/Kmol</p><p>　　3.4.3.3塔底平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　, (查平衡相圖)</p><p>　　3.4.3.4精餾段氣相平均摩爾分子量</p><p>　　MVm =（MVmD+MvmF ）/2 =（78.35+8

40、2.50）/2 =80.42 Kg/Kmol</p><p>　　MLm =（MLmD+MLmF ）/2 =（78.64+85.96）/2 =82.30 Kg/Kmol</p><p>　　3.4.3.5提餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　3.4.4平均密度的計算</p><p>　　3.4.4.1平均密度的算</p>&l

41、t;p>　　有理想氣體狀態(tài)方程的計算</p><p>　　3.4.4.2液相平均密度的計算 組分的密度—溫度曲線圖 </p><p>　　塔頂（=80.60℃）：</p><p>　　進料板（=94.2℃）： </p><p><b>　　塔底（℃）：</b></p><

42、;p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段:</b></p><p>　　3.4.5液體平均表面張力的計算</p><p>　　組分的表面張力-溫度曲線圖</p><p>　　塔頂液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tD=80.6

43、℃,查圖得,</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算：</p><p><b>　　由℃,查圖得,</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計算：</p><p>　　由tW=110.0℃,查圖得,</p><p>　　精餾段液相平均表面張力為：</p><

44、p>　　提餾段液相平均表面張力為：</p><p>　　3.4.6液體平均黏度的計算</p><p><b>　　溫度與黏度的關(guān)系圖</b></p><p>　　由上圖中的趨勢線方程，用溫度代入即可求得相應溫度的黏度.</p><p><b>　　當</b></p><p&

45、gt;<b>　　當,查表得</b></p><p>　　精餾段液相平均黏度為 ：</p><p>　　3.4.7氣液相體積流量</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b

46、>　　液相體積流量</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　氣相體積流量</b></p><p><b>　　液相體積流量</b></p><p>　　四、精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p&g

47、t;<b>　　4.1、塔徑的計算</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　初選塔板間距及板上液層高度，則：</p><p>　　按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）</p><p>　　Smith通用關(guān)聯(lián)圖</p><p>　　查

48、Smith通用關(guān)聯(lián)圖 得</p><p><b>　　負荷因子</b></p><p><b>　　泛點氣速：</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p><b>　　精餾塔的塔徑</b></p><p><b&g

49、t;　　按標準塔徑圓整取</b></p><p>　　4.2.精餾塔有效高度的計算</p><p>　　4.2.1精餾塔高度：</p><p><b>　　精餾塔有效高度：</b></p><p><b>　　提餾塔有效高度：</b></p><p>　　在進料板

50、上方開一人孔，其高度為600mm</p><p><b>　　故精餾塔的高度為</b></p><p>　　4.2.2精餾塔的總高度：</p><p>　　4.2.2.1塔頂空間</p><p><b>　　取塔頂</b></p><p>　　3.5.3.2進料板高度<

51、/p><p>　　3.5.3.3塔底空間</p><p>　　假定塔底空間依儲存液量停留10分鐘，那么塔底液高：</p><p>　　取塔底液面距最下面一層板多預留490mm，故塔底空間</p><p>　　3.5.3.5封頭高度</p><p>　　由塔徑=700mm，取橢圓形封頭，曲面高度h=0.175m，直邊高度h’

52、=0.025m</p><p>　　3.5.3.4裙座高度</p><p><b>　　取一個平臺高度</b></p><p>　　3.5.3.6塔壁厚計算</p><p>　　取每年腐蝕1.5mm，因限制用年數(shù)為15年，年壽終了的最低</p><p><b>　　那么壁厚</b&

53、gt;</p><p>　　故按標準，取壁厚28mm。</p><p>　　3.5.3.7塔總高度（不包括裙座）</p><p>　　4.3塔和塔板的工藝尺寸設計</p><p><b>　　4.3.1溢流裝置</b></p><p>　　因塔徑為0.8m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降

54、液管、凹形受液盤，且不設進口內(nèi)堰。</p><p>　　4.3.1.1溢流堰長（出口堰長）</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　精餾段堰上溢流強度</b></p><p><b>　　，滿足強度要求</b></p><p>

55、;<b>　　提鎦段堰上溢流強度</b></p><p><b>　　，滿足強度要求</b></p><p>　　4.3.1.2出口堰高</p><p><b>　　，對平直堰</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p>&

56、lt;p>　　由及，查化工原理課程設計圖如下得</p><p><b>　　（滿足要求）</b></p><p>　　驗證： (設計合理)</p><p><b>　　提鎦段：</b></p><p>　　由及，查化工原理課程設計圖5-5得，</p><p><

57、b>　　于是：（滿足要求）</b></p><p>　　驗證： (設計合理)</p><p>　　降液管的寬度和降液管的面積</p><p>　　由，查化工原理課程設計P120圖5-7得，</p><p><b>　　即：，，。</b></p><p>　　4.3.1.3液體在

58、降液管內(nèi)的停留時間</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　4.3.1.4降液管的底隙高度</p><p>　　精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：</p><p><b>　　在合理范圍

59、之內(nèi)</b></p><p>　　提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有：</p><p><b>　　故合理</b></p><p>　　選用凹形受液盤，深度。</p><p><b>　　4.3.2塔板布置</b></p><p>　　4.3.2.1塔板的分

60、塊</p><p>　　本設計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為3塊。</p><p>　　4.3.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p><b>　　取 </b></p><p>　　4.3.2.3開孔區(qū)面積計算</p><p><b>　　其中：</b></p>

61、;<p><b>　　故 </b></p><p>　　4.3.2.4浮閥數(shù)計算及其排列</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　預先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，</p><p><b>　　即</b></p>

62、<p>　　F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心</p><p><b>　　則排間距</b></p><p>　　考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.0545m,而應小一點，故取，按，以

63、等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)</p><p><b>　　實際孔速 </b></p><p><b>　　閥孔動能因數(shù)為</b></p><p>　　所以閥孔動能因子變化不大，故此閥孔實排數(shù)適用。</p><p>　　此開孔率在5%~15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。</p>

64、<p>　　塔板上的流體力學驗算</p><p><b>　　5.1塔板壓降</b></p><p>　　5.1.1氣體通過干板的壓降</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　由式可計算臨界閥孔氣速，即</p><p>　　，可用算干板

65、靜壓頭降，即</p><p>　　5.1.2計算塔板上含氣液層靜壓頭降</p><p>　　由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，</p><p>　　已知板上液層高度，所以依式</p><p>　　5.1.3計算液體表面張力所造成的靜壓頭降</p><p>　　由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力

66、的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為</p><p><b>　　5.2液泛計算</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　（1）計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 ，前已計算</p><p>　?。?）液體通過降液管的靜壓頭降<

67、/p><p>　　因不設進口堰，所以可用式</p><p><b>　　式中</b></p><p>　?。?）板上液層高度：</p><p><b>　　則</b></p><p>　　為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，</p><p><b>

68、;　　選定板間距,</b></p><p>　　從而可知，符合防止液泛的要求</p><p>　　(4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核</p><p>　　應保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于3~5 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設計，可見，所夾帶的氣體可以釋放出來</p><p>　　5.3霧沫夾帶的計算</p>

69、<p>　　判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：</p><p><b>　　塔板上液體流程長度</b></p><p><b>　　塔板上液流面積</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><

70、p>　　苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式</p><p><b>　　及</b></p><p>　　為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。</p><p>　　5.4

71、塔板負荷性能圖</p><p>　　5.4.1霧沫夾帶上限線</p><p>　　對于苯-甲苯物系和已設計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應的泛點率 (亦為上限值),利用式</p><p><b>　　和</b></p><p>　　便可作出此線。取泛點率，依上式有：</p><p&

72、gt;<b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　整理后得：</b></p><p>　　即 即為負荷性能圖中的線(y1)</p><p>　　此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依式算出相應的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。</p

73、><p>　　0.002 0.010</p><p>　　0.510 0.428 </p><p><b>　　4.4.2液泛線</b></p><p><b>　　由式，， </b></p><p><b>　　聯(lián)立

74、。即</b></p><p>　　式中， ，板上液層靜壓頭降 </p><p>　　從式知，表示板上液層高度，。</p><p><b>　　所以板上</b></p><p>　　液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略</p><p>　　液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式</

75、p><p><b>　　則</b></p><p>　　式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 </p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　式中各參數(shù)已知或已計算出，即</p><p>　　整理后便可得與的關(guān)系，即</p><p>　　

76、0 0.005 0.009 0.013</p><p>　　0.77 0.589 0.383 0.099</p><p>　　用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。</p><p>　　4.4.3液相負荷上限線</p>

77、<p>　　為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應小于3～5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。</p><p>　　由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為3～5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應的則為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得</p><p><b>　　提鎦段：</b&g

78、t;</p><p>　　所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。</p><p>　　4.4.4氣體負荷下限線（漏液線）</p><p>　　對于F1型重閥，因<5時，會發(fā)生嚴重漏液，故取計算相應的氣相流量</p><p>　　精餾段：即負荷性能圖中的線(y4)。</p><

79、p>　　4.4.5 液相負荷下限線</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 </p><p><b>　　，代入的值可求出和</b></p><p><b>

80、;　　精餾段： </b></p><p>　　按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖線(y5)</p><p>　　在操作性能圖上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由精餾段負荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。 </p><p>　　在操作性能圖上，作出操作點A，

81、連接OA，即為操作線。由精餾段負荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得 </p><p><b>　　六、輔助設備計算：</b></p><p>　　6.1.塔頂冷凝器的熱負荷和冷卻水用量</p><p>

82、　　塔頂溫度 =80.60℃ 冷凝水t1=30℃ t2=40℃ </p><p><b>　　由表3-9得</b></p><p><b>　　：</b></p><p><b>　　由，得</b></p><p><b>　　塔頂被冷凝量：</b>

83、</p><p>　　冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)</p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　冷凝水流量</b></p><p><b>　　故一年清水用量：</b></p><p>　　6.2.塔底再沸器的熱負荷和水蒸

84、汽用量</p><p>　　塔底溫度 =110.0℃ 用t0=290℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=160℃</p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　由，得</b></p><p><b>　　塔底被冷凝量：</b></p><p&g

85、t;　　冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)</p><p><b>　　則傳熱面積</b></p><p><b>　　柴油流量</b></p><p><b>　　故一年柴油用量：</b></p><p>　　6.3裝置經(jīng)濟效益和工藝評價</p><p>　

86、　6.3.1設備費用計算（以R=2.99計算為例）</p><p>　　6.3.1.1塔體費用</p><p>　　塔體真實直徑為塔徑加壁厚即：</p><p><b>　　故其塔體截面積為：</b></p><p><b>　　所以其塔體體積</b></p><p>　　按

87、塔體報價5000元/（立方米塔），故其塔體費用為：12.03萬元</p><p>　　6.3.1.2塔板費用</p><p><b>　　塔板總面積</b></p><p>　　按塔板報價3000元/（平方米塔板F1型浮閥（重閥）），</p><p>　　故其塔板總費用為：4.83萬元</p><p&

88、gt;　　6.3.1.3總換熱器費用</p><p>　　2個換熱器的總面積為：16.26+5.12=21.38㎡</p><p>　　按傳熱面積報價4000元/平方米，</p><p>　　故其總換熱器費用：21.38×4000=8.6萬元</p><p>　　6.3.1.4總設備費用</p><p>　　

89、總設備費用為：12.03+4.83+8.6=25.46萬元</p><p>　　6.4.2固定資產(chǎn)折舊后年花費用</p><p>　　折舊后每年設備花出的費用按下列公式估算：</p><p>　　6.4.3主要操作年費用計算（以R=2.99計算為例）</p><p>　　6.4.3.1清水用量費用</p><p>　　

90、依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器用水量，</p><p>　　按冷卻水報價為16元/噸</p><p>　　故其冷卻水總費用為：14.91×16=238.56萬元</p><p>　　6.4.3.2柴油用量費用</p><p>　　依據(jù)前面可知，每年再沸器柴油用量m=8.15萬噸/年，</p><p>　　按柴油

91、費報價為160元/噸</p><p>　　故其柴油總費用為：8.15×160=1304萬元/年</p><p>　　6.4.3.3料液輸送費</p><p>　　按料液輸送報價3元/噸，</p><p>　　得其年料液輸送費為：1.6632×3=4.99萬元/年</p><p>　　6.4.3.4總

92、操作費用</p><p>　　由上可得其總操作費用為：238.56+1304+4.99=1547.55萬元/年</p><p><b>　　6.5.年總成本</b></p><p>　　由以上可得年總成本為：</p><p>　　年設備費=年總操作費=2.02+1547.55=1549.57萬元/年</p>

93、<p>　　6.6年利潤：600×50000=3000萬元/年</p><p>　　平均每天利潤：3000/330=9.1萬元/天</p><p>　　年成本：1549.57萬元/年 </p><p><b>　　平均每天成本：</b></p><p>　　即每天凈利潤：9.10-

94、4.70=4.50萬元/天</p><p><b>　　則投資回收期限：</b></p><p><b>　　邊界虧損：</b></p><p><b>　　七、設計結(jié)果總匯</b></p><p>　　八、裝置開停工操作原則</p><p><b

95、>　　8.1開停工操作：</b></p><p>　　開工步驟：1）氮氣置換、檢驗氣密性；2）進料；3）投用塔頂冷凝器；4）投用塔底再沸器，升溫；5）塔頂受槽建立液位后啟動回流泵建立全回流操作；6）調(diào)整操作至產(chǎn)品質(zhì)量合格。</p><p>　　停工步驟：1）降負荷，停止產(chǎn)品采出，全回流操作；2）降溫；3）退油；4）置換，吹掃；5）蒸塔。</p><p&

96、gt;<b>　　8.2注意事項：</b></p><p>　　初開車階段：這時要盡快建立塔平衡：需要調(diào)整的參數(shù)有加熱量，進料量，這時一般采用全回流操作，塔壓逐步升高；通過控制加熱量來控制溫升速率，塔壓升高速率；塔頂不合格物料可采回開工槽。塔平衡建立以后，跟蹤分析物料直到產(chǎn)品合格。</p><p>　　提料階段：塔平衡建立后，進入逐步提高進料階段，這時要根據(jù)給定的工藝

97、條件，逐步降低回流量，提高進料量時，根據(jù)給定塔底溫度條件，逐步提高加熱量；當回流比達到工藝要求時，穩(wěn)定一段時間，使塔平衡進一步穩(wěn)定。以后每次提料時可先少量提高加熱量，再提高進料和回流量，直到達到精餾塔的設計負荷；同時隨著進料和加熱量的提高，塔壓會相應提高。</p><p>　　穩(wěn)定運行階段：進入穩(wěn)定運行后，多觀察各控制點的變化，作相應的調(diào)整，這是經(jīng)驗的逐步積累了。精餾過程中任一個參數(shù)的變化都可能引起其它工藝參數(shù)的

98、不穩(wěn)定，嚴重時會破壞整個塔平衡。精餾控制是一個復雜的系統(tǒng)工程，各項工藝指標相輔相成，溫度，壓力，流量都要進行控制和調(diào)整。不同的階段調(diào)整的重點也不一樣。</p><p><b>　　八、結(jié)束語</b></p><p>　　在整個設計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)、公式，通過給出的設計任務書進行計算，這一過程我覺得我個人的自學能力、合作能力和匯總能力都得到了很大的提高。

99、但在這之中，有三點是設計過程中比較深刻的。</p><p>　　一是查找資料。找資料其實不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后要自己去辨別了。平時老師上課時，講了很多圖啊、數(shù)據(jù)表啊，但是到了要用的時候，就有種似乎沒見過的感覺，甚至不知找哪個表的數(shù)據(jù)才對，就當然就需要問同學，當然自己也要回過頭去學習以前的知識，這也讓我們溫故知新。</p><p>　　二是計

100、算。計算是個很考驗耐心的事情，計算過程中稍一不小心就會算錯，而且都是到了算到比較后的時候才發(fā)現(xiàn)，這樣就“前功盡棄”，要改好多東西，所以計算過程就是一個很考驗耐心的事情。期間不能太粗心，做錯了也得認真的返回去改過來，爭取下一次不再出錯。</p><p>　　三是畫圖。1、我們是自學CAD制圖的，在制作塔設備圖時，大家即使看了網(wǎng)上的一些視頻教學，但是還是不熟練，甚至很多都不會，畫圖的時候也是一個合作過程，同學間互幫互

101、助，這樣效率才高，也容易找出錯誤的地方以便改正。</p><p>　　設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、總結(jié)、整理出屬于自己的設計書。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用.</p><p>　　在此次化工原

102、理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學好基礎(chǔ)知識的重要性。同時通過這次課程設計，我深深地體會到與人合作的重要性。因為通過與同學或者是老師的交流看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 </p><p>　　在此，特別感謝梁伯行老師以及和這一周以來和我一起設計的同學們，通過與他們的交流使得設計工作得以圓滿完成。在此我向他們表示衷心的感謝！</p><p><b>

103、;　　九、符號說明：</b></p><p>　　Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2</p><p>　　Af——降液管截面積，m2</p><p>　　A0——閥孔總面積，m2</p><p>　　At——塔截面積，m2</p><p>　　c0——流量系數(shù)，無因次</p><p>　　

104、C——計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴散系數(shù)，m2/sDV——氣體擴散系數(shù)，m2/s</p><p>　　ev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無因次</p><p>　　ET——總板效率，無因次</p><p>　　F——氣相動能因子，kg1/2/(s.m1/

105、2)</p><p>　　F0——閥孔氣相動能因子，</p><p>　　g——重力加速度，9.8m/s2h——填料層分段高度，m</p><p>　　h1——進口堰與降液管間的水平距離，m</p><p>　　hc——與干板壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱</p><p>　　hd——與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?/p>

106、，m</p><p>　　hf——塔板上鼓泡層高度，m</p><p>　　hl——與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱</p><p>　　hL——板上清液層高度，m</p><p>　　hmax——允許的最大填料層高度，m</p><p>　　h0——降液管的低隙高度，m</p><p>　

107、　hOW——堰上液層高度，m</p><p>　　hW——出口堰高度，m</p><p>　　h’W——進口堰高度，m</p><p>　　hδ——與克服表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱H——板式塔高度，m</p><p>　　HB——塔底空間高度，m</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m</

108、p><p>　　HD——塔頂空間高度，m</p><p>　　HF——進料板處塔板間距，mHOG——氣相總傳質(zhì)單元高度，m</p><p>　　HP——人孔處塔板間距，m</p><p>　　HT——塔板間距，m</p><p><b>　　H1——封頭高度，</b></p><

109、p><b>　　H2——裙座高度，</b></p><p><b>　　lW——堰長，m</b></p><p>　　Lh——液體體積流量，m3/hLs——液體體積流量，m3/hLw——潤濕速率，m3/（m?h）m——相平衡常數(shù)，無因次n——閥孔數(shù)目</p><p>　　NT——理論板層數(shù)P——操作壓力，P

110、a△P——壓力降，Pa</p><p>　　△PP——氣體通過每層篩板的壓降,Pa</p><p>　　r——鼓泡區(qū)半徑，m</p><p>　　u——空塔氣速，m/s</p><p>　　uF——泛點氣速，m/s</p><p>　　u0——氣體通過閥孔的速度，m/s</p><p>　　u

111、0，min——漏液點氣速，m/s</p><p>　　u’0——液體通過降液管底隙的速度，m/sVh——氣體體積流量，m3/h</p><p>　　Vs——氣體體積流量，m3/hwL——液體質(zhì)量流量，㎏/hwV——氣體質(zhì)量流量，㎏/h</p><p>　　Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m<

112、/p><p>　　x——液相摩爾分數(shù)X——液相摩爾比y——氣相摩爾分數(shù)Y——氣體摩爾比Z——填料層高度 ，mβ——充氣系數(shù)，無因次；ε——空隙率，無因次θ——液體在降液管內(nèi)停留時間，sμ——粘度，Pa?sρ——密度，kg/m3σ——表面張力，N/mφ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次Φ——填料因子，l/mψ——液體密度校正系數(shù)，無因次</p><p>　　下標max——最

113、大的min——最小的L——液相V——氣相</p><p><b>　　十、參考文獻</b></p><p>　　（1）夏清、陳常貴主編《化工原理》上、下冊，天津大學出版社，2005.1 </p><p>　?。?）賈紹義、柴成敬主編的《化工原理課程設計》，天津大學出版社，2002.8</p><p>　　（4）李功

114、樣、陳蘭英、崔英德《常用化工單元設備設計》，華南理工大學出版社，2003.4</p><p>　?。?）陳均志、李磊編著《化工原理實驗及課程設計》，化學工業(yè)出版社，2008.7</p><p>　?。?）謝端綬等合編《常用物料物性數(shù)據(jù)》，化學工業(yè)出版社，1982.10</p><p>　?。?）陳均志、李磊編著《化工原理實驗及課程設計》，化學工業(yè)出版社，2008.7