2.8萬ta甲苯-乙苯精餾工藝設計【畢業(yè)論文】

1、<p><b>　　本科畢業(yè)論文</b></p><p><b>　?。?0 屆）</b></p><p>　　2.8萬t/a甲苯-乙苯精餾工藝設計</p><p>　　所在學院 </p><p>　　專業(yè)班級 化學工程

2、與工藝 </p><p>　　學生姓名 學號 </p><p>　　指導教師 職稱 </p><p>　　完成日期 年 月 </p><p><b>　　摘 要</b>&

3、lt;/p><p>　　本設計為分離甲苯-乙苯混合物,采用篩板式精餾塔.生產時，原料液不斷地經預熱器預熱到指定溫度后進入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進行傳質和傳熱過程，最后進入再沸器的液體幾乎全為難揮發(fā)組分，引出一部分作為餾殘液送預熱器回收部分熱能后送往貯槽。剩余的部分在再沸器中用間接蒸汽加熱氣化，生成的蒸氣進入塔內逐板上升，每經一塊塔板時，都使蒸氣中易揮發(fā)組分增加，難揮發(fā)組分減

4、少，經過若干塊塔板后進入塔頂冷凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分經冷卻器降溫后作為塔頂產品（也稱餾出液）送往貯槽。設計中采用泡點進料,回流比為最小回流比的2倍.本文就是對此精餾塔的一些主要的設計數據進行計算.</p><p>　　關鍵詞：精餾塔；篩板；回流比</p><p><b>　　ABSTRACT</b></p><p>　

5、　This design to separate the Toluene--Ethylbenzene mixture, uses the lamina cribrosatype rectifying tower. When production, raw material fluid preheating enough to after assigning thetemperature enters the feed plate unc

6、easingly after the pre-heater, with the rectifying section phegma convergence by the board lower reaches, and with the rise vapor intimate contact, carries on the mass transfer and the heat transfer process unceasingly,

7、finally enters reboiler's liquid nearly to feel embarrassed t</p><p>　　Key word: Rectifying tower ； Lamina cribrosa paper ； reflux ratio</p><p><b>　　目錄</b></p><p>

8、<b>　　前 言5</b></p><p>　　第一章 生產流程方案確定6</p><p><b>　　1.1設計條件6</b></p><p>　　1.2生產流程確定和說明6</p><p>　　1.3生產流程簡述7</p><p>　　第二章 精餾塔的設計

9、8</p><p>　　2.1設計方案選定8</p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算11</p><p>　　2.3塔板數的確定11</p><p>　　2.4塔的操作工藝條件及相關物性數據的計算14</p><p>　　2.5精餾塔的氣、液相負荷計算20</p><p>　　2.

10、6精餾塔的塔體工藝尺寸計算21</p><p>　　2.7塔板主要工藝尺寸的計算22</p><p>　　2.8篩板的流體力學驗算25</p><p>　　2.9塔板負荷性能圖29</p><p>　　2.10、精餾塔的設計計算結果匯總一覽表36</p><p>　　第三章冷凝器的設計37</p>

11、;<p>　　3.1、確定設計方案37</p><p>　　3.2、確定物性數據37</p><p>　　3.3、熱負荷計算38</p><p>　　3.4逆流平均溫差39</p><p>　　3.5、冷卻水用量40</p><p>　　3.6、估算傳熱面積40</p><

12、p>　　3.7換熱器的工藝結構尺寸40</p><p>　　3.8、換熱器核算41</p><p>　　3.9換熱器主要結構尺寸和計算結果44</p><p>　　第四章再沸器的設計45</p><p>　　4.1有關物性的確定45</p><p>　　4.2估算傳熱面積、初選換熱器型號47</

13、p><p>　　4.3傳熱能力核算48</p><p>　　4.4、循環(huán)流量的校核54</p><p>　　4.5再熱器主要結構尺寸和計算結果56</p><p><b>　　第五章 附圖57</b></p><p>　　附一 冷凝器裝置簡圖57</p><p>　

14、　附二 再沸器裝置簡圖58</p><p>　　附三 精餾過程流程圖59</p><p>　　第六章 成本概算60</p><p>　　6.1 塔設備成本的概算60</p><p>　　6.2原料，能耗成本概算60</p><p>　　6.3車間成本估算61</p><p>　　

15、6.4三廢處理成本61</p><p>　　6.5 成本估算表61</p><p>　　第七章 環(huán)境保護與安全措施62</p><p>　　7.1 廢水污染防治措施62</p><p>　　7.2噪聲污染防治措施62</p><p>　　7.3 員工消防知識培訓以及事故應對措施完善62</p>

16、<p><b>　　結論63</b></p><p><b>　　[參考文獻]64</b></p><p><b>　　致 謝65</b></p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　塔設備是石油化工和煉油等企業(yè)中最

17、重要的設備之一,他可以使氣液或液液兩相緊密接觸，達到傳質及傳熱的效果。在化工企業(yè)、石油化工廠、煉油企業(yè)等單位中，塔設備的性能對于整個裝置的產品產量、質量、生產能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各方面都有重大影響。塔設備的發(fā)展從20世紀20年代就開始，發(fā)展至今已有近百年的發(fā)展歷史了，對于一般塔設備的設計計算，我想大家都是非常的了解。那么我本次對精餾塔的設計，我想在基本的計算之上，重點致力于目前國內外關于塔設備各項技術的研究進展，選用

18、我認為最合適的技術成果，來應用于本次的設計之中。</p><p>　　第一章 生產流程方案確定</p><p><b>　　1.1設計條件</b></p><p>　　1、處理量： 28000 （噸/年）。</p><p>　　2、進料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質量分數為40%。</p><

19、;p>　　3、進料狀態(tài)： 泡點進料 </p><p>　　4、料液初溫 ： 35℃ </p><p>　　5、冷卻水的溫度： 30℃ </p><p>　　6、飽和蒸汽壓強：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa</p><p>　　7、精餾塔塔頂壓強: 4 KPa(表壓)</p><p&g

20、t;　　8、單板壓降不大于 0.7 kPa</p><p>　　9、總塔效率為 0.62 </p><p>　　10、分離要求：塔頂的甲苯含量不小于99%,塔底的甲苯含量不大于1%(質量分數)。</p><p>　　11、年開工時間： 7200 （小時）</p><p>　　12、工廠地址：紹興袍江地區(qū)</p><p>

21、;　　1.2生產流程確定和說明</p><p><b>　　1.2.1加料方式</b></p><p>　　加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料. 高位槽加料通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎建設費用；泵加料屬于強制進料方式，本次加料可選泵加料，泵和自動調節(jié)裝置配合控制進料。</p><p><b>　　1.2

22、.2進料狀態(tài)</b></p><p>　　進料方式一般有冷液進料，泡點進料，氣液混合物進料，露點進料，加熱蒸汽進料等。</p><p>　　泡點進料對塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。</p><p>　　泡點進料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。</p><p>　　由于泡點進料時塔的制造比

23、較方便，而其他進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。</p><p><b>　　1.2.3冷凝方式</b></p><p>　　選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產品溫度不高，無需再次冷凝，為節(jié)省資金，選全凝器。</p><p>　　1.2.4回流方式</p><p>　　宜采

24、用重力回流，對于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。</p><p>　　優(yōu)點：回流冷凝器無需支撐結構；</p><p>　　缺點：回流控制較難安裝，但強制回流需用泵，安裝費用，點耗費用大，故不用強制回流塔頂上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流入塔內。</p><p><b>　　1.2.5加熱方式</b></p><p>　　采

25、用間接加熱，因為塔釜設了再沸器，故采用間接加熱。</p><p><b>　　1.2.6加熱器</b></p><p>　　選用熱虹吸式再沸器。熱虹吸式再沸器利用再沸器中氣—液混合物和塔底液體的密度差為推動力，增加流體在管內的流動速度，減少了污垢的沉積，提高了傳熱系數，裝置緊湊，占地面積小。</p><p><b>　　1.3生產流程

26、簡述</b></p><p>　　甲苯乙苯的混合原料液，經預熱器預熱到指定溫度后進入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與上升蒸氣密切接觸，不斷地進行傳質和傳熱過程，最后進入再沸器的液體幾乎全為乙苯，引出一部分作為餾殘液送預熱器回收部分熱能后送往貯槽。剩余的部分在再沸器中用間接蒸汽加熱氣化，生成的蒸氣進入塔內逐板上升，每經一塊塔板時，都使蒸氣中甲苯組分增加，乙苯組分減少，經過若干塊塔板后進入塔頂冷

27、凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分經冷卻器降溫后作為塔頂產品（也稱餾出液）送往貯槽。</p><p>　　第二章 精餾塔的設計</p><p><b>　　2.1設計方案選定</b></p><p>　　我向大家推介的是由河北工業(yè)大學教授杜佩衡經過20多年潛心研究開發(fā)出來的噴射型板式塔技術。</p><p>

28、;　　我們普通的書本教材上的板式塔的孔結構形式如圖：</p><p>　　在查閱了相關的文獻資料，我了解到諸如天津化工廠，德州石化總廠等許多大型的精餾塔設備的塔內件都采用了一種叫New-VST的孔結構技術。</p><p>　　New-VST結構、操作原理</p><p>　　圖2-1 帽罩單元</p><p>　　圖2-2 氣液流動接觸

29、狀況</p><p><b>　　1．結構</b></p><p>　　主要以帽罩的形態(tài)為特征。它有圓形、方形、矩形、梯形等，相應在板上開有圓形、方形、矩形大孔。帽罩上開有圓孔、條形孔、柵條孔等。</p><p><b>　　2．操作原理</b></p><p>　　普通塔板（浮閥、篩板、泡罩及其變

30、種）氣液流動接觸系呈泡沫狀態(tài)。在塔板上氣液兩相系錯流接觸式，而新型垂直篩板上氣液流動接觸呈噴射狀態(tài)，氣液兩相取并流接觸形式。來自上一層的液體從降液管流出，橫向穿過各排帽罩，經帽罩底隙流入帽內；從板孔上升的來自下一層的氣體在罩內與液體進行接觸，這過程可以四段論加以描述：①托液拉膜段②破膜粉碎段③氣液噴射段④氣液分離段。被噴出的氣液混合物中的大液滴回落入板上液層并進行循環(huán)（重復上述四段）；小液滴（霧沫）懸浮于罩頂空間并隨氣流進入上一層塔板。

31、而液體則從上游帽罩周圍流過，并到達下游帽罩．．．．．．直至通過降液管流入下一塔板。</p><p>　　New-VST主要技術特性</p><p>　　試驗研究與工業(yè)化實踐證明（與浮閥塔相比）：</p><p>　　●處理能力大 提高50%～100%以上</p><p>　　●傳質效率高 提高15%～20%以上<

32、/p><p>　　●阻力小 降至大約一半</p><p>　　●操作彈性優(yōu) 與浮閥塔板相當</p><p><b>　　●操作簡便可靠</b></p><p>　　●特別適用于易發(fā)泡物系的操作</p><p>　　●具有獨特的防有機物自聚堵塞及固體顆粒堵塞能力（唯一）&

33、lt;/p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.2.1、原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率</p><p>　　甲苯的摩爾質量MA=92.13 kg/kmol</p><p>　　乙苯的摩爾質量MB=106.16 kg/kmol</p><p>　　2.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量<

34、;/p><p>　　MF=0.3306×92.13＋(1－0.3306)×106.16=100.0782 ㎏/kmol</p><p>　　MD=0.9913×92.13＋(1－0.9913)×106.16=92.2521 kg/kmol</p><p>　　MW=0.0115×92.13＋(1－0.0115)×

35、;106.16=105.9987 kg/kmol</p><p><b>　　2.2.3物料衡算</b></p><p>　　對于甲苯-乙苯雙組分的連續(xù)精餾塔，根據總物料衡算及甲苯的物料衡算可求得餾出液流率D及殘液流率W。</p><p><b>　　進料流量F=</b></p><p>　　聯立解

36、得D=16.7641 kmol/h , W=22.0944 kmol/h</p><p><b>　　2.3塔板數的確定</b></p><p>　　2.3.1理論板層數NT的求取 </p><p><b>　　表2-1</b></p><p><b>　　表2-2</b>

37、;</p><p>　　1、甲苯、乙苯的溫度-組成 </p><p>　　甲苯-乙苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數。</p><p>　　根據（A、B、C為Antoine方程常數由手冊已查得如表2-1）求得一系列溫度下甲苯和乙苯的蒸氣壓、。</p><p>　　再根據泡點方程和露點方程得到各組t-x(y)</p><

38、p>　　數據（如表2-2），繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖（如圖2-5）及平衡曲 </p><p>　　線（如圖2-6）。 </p><p>　　圖2-5 甲苯-乙苯的溫度-組成相圖</p><p>　　2、確定操作的回流比R</p><p>　　因q=1、xe=xf=0.4342在x～y圖上查得ye=0.6019。故有：

39、 </p><p>　　而一般情況下R=(1.1～2)Rm ,考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。</p><p>　　即：R=2Rm=4.5486</p><p>　　圖2-6 泡點進料時理論塔板數的圖解</p><p>　　3、求操作線方程 精餾段操作線方程為：</p>&

40、lt;p>　　L=R×D=4.5486×16.7641=76.2532 kmol/h 提餾段操作線方程為 4、圖解法求理論板層數</p><p>　　精餾段操作線為經過點a(0.9913,0.9913)、c(0,0.18)的直線，與q線交與點d,而提留段操作線為經過點d、b(0.0115,0.0115)兩點的直線。在x-y圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線，并繪出梯級

41、（如圖2-6）。</p><p>　　圖解得總理論塔板數NT=19.3519－1=18.3519塊（不含再沸器）。其中精餾段NT1=9塊，提餾段NT2=9.3519塊，第10塊為加料板位置。</p><p>　　2.3.2實際塔板數Np的求取</p><p>　　精餾段：Np1=NT1/0.62=15，取Np1=15塊； </p><p>　

42、　提留段：NP2=NT2/0.62=15.1865；取Np2=16塊；</p><p>　　總塔板數：NP=Np1+Np2=31塊。</p><p>　　2.4塔的操作工藝條件及相關物性數據的計算</p><p>　　2.4.1操作壓力計算 塔頂操作壓力 ：PD＝101.3＋4= 105.3 kPa</p><p>　　每層塔板

43、壓降 ：取△P＝0.7 kPa 進料板壓力 ：PF＝105.3＋0.7×15＝115.8 kPa</p><p>　　塔底操作壓力 ：PW＝115.8＋0.7×16＝127 kPa 精餾段平均壓力：Pm1＝（105.3＋115.8）/2＝110.55 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm2＝（115.8＋127）/2＝121

44、.4 kPa</p><p>　　2.4.2操作溫度計算 </p><p>　　查溫度-組成圖可得相應溫度如下： 塔頂溫度 ：TD＝110.885 ℃ 進料板溫度 ：TF＝123.566 ℃ </p><p>　　塔底溫度 ：TW＝136.952 ℃ 精餾段平均溫度 ：Tm1＝（110.885＋123.566）/2

45、= 117.2255 ℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ：Tm2＝（123.566＋136.952）/2 = 130.259 ℃</p><p>　　2.4.3平均摩爾質量計算 1、塔頂平均摩爾質量計算 由y1=xD=0.9913,查平衡曲線得x1=0.9818</p><p>　　2、進料板平均摩爾質量計算</p><

46、;p>　　由 xF＝0.4342，查平衡曲線得yF＝0.6285</p><p>　　3、塔底平均摩爾質量計算</p><p>　　由 xW＝0.0115，查平衡曲線得yW＝0.01151</p><p>　　4、精餾段平均摩爾質量 </p><p>　　5、提餾段平均摩爾質量 </p><p>　　2.4.4平

47、均密度計算 1、氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 </p><p>　　2、液相平均密度計算</p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度（如表3），將其以T為x軸、ρ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-密度曲線圖（如圖2-7）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內的密度可用下式求得： 甲苯ρA=-1.0245T＋892.00 ，&

48、lt;/p><p>　　乙苯 ρB=-0.9521T＋889.84 </p><p>　　而液相平均密度用計算（ 式中表示質量分數）。 </p><p><b>　　表2-3</b></p><p><b>　　圖2-7</b></p><p>

49、　　①、塔頂液相平均密度的計算 由TD＝110.885℃ 得：</p><p>　　ρDA=-1.0245×110.885＋892.00=778.3983 kg/m3</p><p>　　ρDB=-0.9521×110.885＋889.84=784.2664 kg/m3 </p><p>　?、?、進料板液相平均密度的計算

50、 由TF＝123.566℃ 得：</p><p>　　ρFA=-1.0245×123.566＋892.00=765.4128 kg/m3</p><p>　　ρFB=-0.9521×123.566＋889.84=772.1928 kg/m3 進料板液相的質量分率 </p><p>　?、?、塔底液相平均密度的計算 由TW

51、＝136.952 ℃ 得：</p><p>　　ρWA=-1.0245×136.952＋892.00=751.6927 kg/m3</p><p>　　ρWB=-0.9521×136.952＋889.84=759.4737 kg/m3 ④、精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.4823

52、＋769.3315）/2=773.9069kg/m3</p><p>　　⑤、提餾段液相平均密度 </p><p>　　ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（769.3315＋759.3951）/2=764.3633 kg/m3</p><p>　　2.4.5液體平均表面張力計算 </p><p>　　由于已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度

53、下的表面張力（如表2-4），將其以T為x軸、σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-表面張力曲線圖（如圖2-8）。故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內的表面張力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095</p><p>　　乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 </p><p>　　而液相平均表面張力用計算 <

54、;/p><p><b>　　表2-4</b></p><p><b>　　圖2-8</b></p><p>　　1、塔頂液相平均表面張力的計算 由 TD＝110.885℃ 得： σDA=-0.1053×110.885＋30.095=18.4188 mN/m </p><p

55、>　　σDB=-0.1016×110.885＋31.046=19.7801 mN/m</p><p>　　σDm=0.9818×18.4188＋(1-0.9818)×19.7801=18.4436mN/m 2、進料板液相平均表面張力的計算 由TF＝123.566℃ 得：</p><p>　　σFA=-0.1053×123.5

56、66＋30.095=17.0835 mN/m</p><p>　　σFB=-0.1016×123.566＋31.046=18.4821 mN/m</p><p>　　σFm=0.4342×17.0835＋（1－0.4342）×18.4821=17.8748 mN/m</p><p>　　3、塔底液相平均表面張力的計算 由 T

57、W＝136.952℃ 得： σWA=-0.1053×136.952＋30.095=15.6740 mN/m </p><p>　　σWB=-0.1016×136.952＋31.046=17.1317 mN/m</p><p>　　σWm=0.0115×15.6740＋(1-0.0115)×17.1317=17.1118 mN/m

58、 4、精餾段液相平均表面張力 σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4436＋17.8748)/2=18.1592mN/m </p><p>　　5、提餾段液相平均表面張力 σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.8748＋17.1118)/2=17.4933 mN/m</p><p>　　2.4.6液體平均粘度計算 </p><p&

59、gt;<b>　　表2-5</b></p><p><b>　　圖2-9</b></p><p>　　已查得液相甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（如表2-5），將其以T為x軸σ為y軸分別繪制出甲苯、乙苯的溫度-粘度曲線圖（如圖2-9）。 </p><p>　　故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內的粘度可用下式算得

60、：甲苯 ：μ=1.2×10-5T2－0.0046T＋0.6010</p><p>　　乙苯 ：μ=1.4×10-5T2－0.0053T＋0.6896 </p><p>　　液相平均粘度用lgμLm=Σxilgμi計算 </p><p>　　1、塔頂液相平均粘度的計算 由

61、TD＝110.885℃ 得 ： μDA=1.2×10-5×110.8852－0.0046×110.885＋0.6010 </p><p>　　μDA=0.2398 mPa·s</p><p>　　μDB=1.4×10-5×110.8852－0.0053×110.885＋0.6896</p><

62、p>　　μDB=0.2769 mPa·s lgμDm=0.9818×lg(0.2398)＋(1-0.9818)×lg(0.2769) 解出μDm=0.2412 mPa·s 2、進料板液相平均粘度的計算 由TF＝123.566℃ 得 ： μFA=1.2×10-5×123.5662－0.0046×123.566＋0.6010 </

63、p><p>　　μFA= 0.2042 mPa·s</p><p>　　μFB=1.4×10-5×123.5662－0.0053×123.566＋0.6896</p><p>　　μFB= 0.2438 mPa·s lgμFm=0.4342×lg(0.2042)＋(1-0.4342)×lg(0.

64、2438) 解出μFm= 0.2352 mPa·s</p><p>　　3、塔底液相平均粘度的計算 由TW＝136.952℃ 得 ： μWA=1.2×10-5×136.9522－0.0046×136.952＋0.6010 </p><p>　　μWA=0.1954 mPa·s</p><p>　

65、　μWB=1.4×10-5×136.9522－0.0053×136.952＋0.6896</p><p>　　μWB=0.2249 mPa·s lgμWm=0.0115×lg(0.1954)＋(1-0.0115)×lg(0.2249) 解出μWm=0.2246 mPa·s</p><p>　　4、精餾段液相平

66、均粘度 μLm1=(0.2412+0.2352)/2=0.2382 mPa·s</p><p>　　5、提餾段液相平均粘度 </p><p>　　μLm2=(0.2332＋0.2259)/2=0.2296 mPa·s</p><p>　　2.5精餾塔的氣、液相負荷計算</p><p>　　2.5.1精餾段氣、液相負

67、荷計算</p><p>　　汽相摩爾流率：V=(R+1)×D=(4.4582+1)×16.7641=93.0173kmol/h</p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p><b>　　汽相體積流量：</b></p><p>　　液相回流摩爾流率：L=R&#

68、215;D=4.4582×16.7641=74.7377 kmol/h</p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　2.5.2提餾段氣、液相負荷計算</p><p><b>　　汽相摩爾流率：<

69、/b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　汽相體積流量</b></p><p><b>　　液相回流摩爾流率：</b></p><p><b>　　液相體積流量：</b></p><p&

70、gt;<b>　　液相體積流量：</b></p><p>　　2.6精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p><p>　　2.6.1塔徑的計算</p><p>　　1、 精餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。</p><p><b>　

71、　液氣動能參數 ：</b></p><p>　　查Smith通用關聯圖得</p><p><b>　　負荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ1=0.7μF1=0.9529 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，按標

72、準塔徑圓整后取塔徑D＝1 m。</p><p>　　塔截面積為 AT1=0.785D2=0.785×12=0.785 m2</p><p>　　2、 提餾段塔徑的計算 </p><p>　　取板間距HT=0.50m，取板上清液層高度 ＝0.06m。</p><p><b>　　液氣動能參數 ：</b></

73、p><p>　　查Smith通用關聯圖得</p><p><b>　　負荷因子：</b></p><p>　　最大允空塔氣速： </p><p>　　取適宜空塔氣速：μ2=0.7μF=0.8398 m/s</p><p>　　估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致.</

74、p><p>　　塔截面積為 AT2=0.785D2=0.785×12=0.785 m2</p><p>　　表2-6 板間距與塔徑的關系⑤</p><p>　　2.6.2精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) ×0.5=7 m 提餾段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(16-1

75、) ×0.5=7.5 m 在進料板上方開一人孔H´T，其高度為0.5 m 故精餾塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋0.5=7＋7.5＋0.5=15 m</p><p>　　2.7塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　2.7.1溢流裝置計算 </p><p>　　1、精餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流

76、弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取</p><p>　?、?、溢流堰高度hw1 </p><p>　　由；，根據液流收縮系數圖可查得液流收縮系數E1=1.031，對于平直堰，堰上液層高度hOW1可由Francis經驗公式計算得：</p><p>　　hOW應大于6mm，本設計滿足要求，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p&

77、gt;<p>　?、邸⒐谓狄汗軐挾萕d1和截面積Af1 由查弓形降液管的參數圖得：</p><p>　　液體在降液管中停留時間：</p><p>　　故降液管設計合理。 ④、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速則 （不宜小于0.02～0.025 m，滿足要求）</p><p>　　hW1-h

78、o1=43.8-36.86=6.94 mm>6 mm故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p>　　2、提餾段溢流裝置計算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。各項計算如下： ①、堰長： 取</p><p>　　②、溢流堰高度hw2 </p><p>　　由；，根

79、據液流收縮系數圖可查得液流收縮系數E2=1.081，對于平直堰，堰上液層高度hOW2由Francis經驗公式計算：</p><p>　　hOW應大于6mm，本設計滿足要求 ，板上清液層高度 ＝60mm ，故</p><p>　?、?、弓形降液管寬度Wd2和截面積Af2 因=，塔徑D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2

80、 液體在降液管中停留時間：故降液管設計合理。 ④、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速則 </p><p>　　(滿足要求） 故降液管底隙高度設計合理。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 </p><p>　　2.7.2塔板布置 </p><p>　　1、精餾段塔板布置 ①、塔板的分塊

81、 因D1≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><p>　　表2-7 塔板分塊數與塔徑的關系</p><p>　?、?、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：==0.06 m ；取無效邊緣區(qū)：Wc1=0.05 m。 ③、開孔區(qū)面積計算</p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按計算 其中x1

82、=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 ④、篩孔計算及其排列 本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用δ＝3 mm（一般的厚度為3～4mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d01＝5 mm（工業(yè)生產中孔徑一般在3～10mm之間，4～5mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t1＝3d01

83、＝3 × 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直徑的中心距） 。 篩孔數目： 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</b></p><p>　　氣體通過篩孔的氣速： </p><p>　　2、提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊

84、 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。塔板分為3塊。</p><p>　　②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：===0.06 m </p><p>　　取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1=0.05 m ③、開孔區(qū)面積計算 </p><p>　　開孔區(qū)面積Aa2=Aa1=0.5353 m2</p><p&

85、gt;　?、?、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 × 5＝15mm。 篩孔數目：n2=n1=2755個 開孔率為： （滿足要求）</p><p><b>　　每層塔板開孔面積：</b></p><p>　　表2-8

86、 單流型塔板某些參數推薦值 </p><p>　　2.8篩板的流體力學驗算 </p><p>　　2.8.1塔板壓降 </p><p>　　1、精餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc1計算 干板阻力hc1由 計算 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流

87、系數圖查得孔流系數C01＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有：</p><p><b>　　動能因子：</b></p><p>　　查充氣系數圖得充氣系數：（一般可近似?。?lt;/p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算

88、 液體表面張力所產生的阻力由計算 </p><p>　　④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： </p><p>　　（滿足工藝要求）。 </p><p>　　2、提餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc2計算 干板阻力hc2由 計算 d02／δ＝5／3＝1.666

89、7，查得孔流系數C02＝0.8011 故 ②、氣體通過板上液層的壓降</p><p>　　氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有：</p><p><b>　　動能因子：</b></p><p>　　查圖得充氣系數：（一般可近似?。?。</p><p>　　故 ③、液體表面張力的阻力計算 液

90、體表面張力所產生的阻力由計算 </p><p>　?、堋怏w通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ：</p><p>　?。M足工藝要求）。 2.8.2 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 2.8.3液沫夾帶 </p><p>　

91、　液沫夾帶量可用式計算： </p><p><b>　　精餾段液沫夾帶量</b></p><p>　　提餾段液沫夾帶量: </p><p>　　（驗算結果表明產生的霧沫夾帶量在本設計范圍內允許）2.8.4、漏液 對篩板塔，漏液點氣速(下限氣速)uOM可由下式計算，即 </p><p&g

92、t;　　精餾段： 實際孔速uo1＝12.4337 m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數為K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.134>1.5</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　實際孔速uo2＝11.41613 m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數為K2=uo2/u

93、OM2=11.41613/5.4372=2.1>1.5</p><p>　　（故在本設計中無明顯漏液）。 2.8.5、液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd應服從Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系屬一般物系，取φ＝0.5，則 φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不設進口堰

94、，本設計采用平直堰Δ=0，hd可由計算，即 精餾段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。</p><p>　　提餾段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00612=0.1542 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于φ(HT+hW),故在本設計中不會發(fā)生液泛現象。 </p><p>　　通過流

95、體力學驗算，可認為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適。</p><p>　　2.9塔板負荷性能圖</p><p>　　2.9.1、精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負荷上限線</b></p><p><b>　　①</b></p><p>&l

96、t;b>　　2、液相負荷下限線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　3、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　式中</b></p><p>

97、<b>　　代入數據得</b></p><p><b>　　簡化得： </b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出霧沫夾帶線 ③</p><p><b>　　4、液泛線

98、</b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出液泛線 ④</p><p>　　5、漏液線（氣相負荷下限線）</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p>

99、<p><b>　　，整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出漏液線 ⑤</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p>&l

100、t;b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比，即：</p><p><b>　　操作彈性=</b></p><p>　　將所得上述五個方程繪制成精餾段塔板負荷性能圖（如圖2-10）</p><p>　　2.9.2、提餾段塔

101、板負荷性能圖</p><p><b>　　1、液相負荷上限線</b></p><p><b>　?、?lt;/b></p><p><b>　　2、液相負荷下限線</b></p><p>　　取平堰堰上液層高度m，。</p><p><b>　?、?

102、lt;/b></p><p><b>　　3、霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　式中</b></p><p><b>　　代入數據得</b></p><p><b>　　簡化得： </b></p><p>　　在

103、操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出霧沫夾帶線 ③</p><p><b>　　4、液泛線</b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出液泛線 ④</p>&

104、lt;p>　　5、漏液線（氣相負荷下限線）</p><p><b>　　漏液點氣速</b></p><p><b>　　，整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內，任取幾個值，依上式算出對應的值列于下表：</p><p>　　依據表中數據作出漏液線

105、 ⑤</p><p>　　將所得上述五個方程繪制成提餾段塔板負荷性能圖（如圖2-11）</p><p><b>　　6、操作彈性</b></p><p><b>　　操作氣液比 </b></p><p>　　操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相允許最小負荷之比

106、，即：操作彈性=</p><p><b>　　圖 2-10</b></p><p><b>　　圖2-11</b></p><p>　　2.10、精餾塔的設計計算結果匯總一覽表</p><p><b>　　表 9</b></p><p><b>

107、;　　第三章冷凝器的設計</b></p><p>　　3.1、確定設計方案</p><p>　　1、選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度110.885℃，以飽和溫度流出換熱管；冷流體進口溫度30℃，出口溫度70℃。估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式換熱器。 2、流動空間及流速的確定 為便于水垢清

108、洗，應使循環(huán)水走管程，油品走殼程。選用ф25×2.5的碳鋼管，管內流速取u=0.5m/ｓ。 </p><p><b>　　3、防腐涂料的選定</b></p><p>　　防腐涂料的選定也是本次設計換熱器的重點所在，換熱器一般需經受介質腐蝕，熱腐蝕和污垢腐蝕?，F代大型生產裝置，特別是石油煉制、化工等成套生產工程中，各類換熱器時刻在履行熱能轉換和傳遞的功能。據統

109、計，換熱器占整個設備投資的10~40％。工業(yè)的高度發(fā)展，能源問題的困擾，使人們對換熱器倍加重視，從設計到應用，從改進到保養(yǎng)，許多技術專家都致力于降低成本及提高使用壽命的競爭。其中最令人關注的是換熱器的防腐蝕問題。</p><p>　　換熱器涂料經歷了大半世紀的研究與發(fā)展，從最早期四十年代，美國首先將酚醛涂料應用于冷凝器，到七十年代以環(huán)氧樹脂及其改性樹脂水冷器涂料為主體。TH-847是天津派爾尼爾科技發(fā)展有限公司技

110、術總監(jiān)唐功麒先生于1984年發(fā)明并在1985年榮獲國家科技進步二等獎。經過20多年廣泛應用的篩選，TH-847仍然是我國首選的兩種耐高溫（150oC），耐油，耐酸和耐堿的換熱器防腐涂料之一。</p><p>　　中?；し栏行?，曾用TH-847涂料做過測試，相比于一般的防腐涂料的半年到一年就產生嚴重腐蝕而無法繼續(xù)使用的情況，TH-847在經歷了一年半時間后打開換熱器檢查，管內外光潔如新，無腐蝕結垢現象。鑒于TH

111、-847具有良好的防腐，防垢效果，大大提高了傳熱效果和企業(yè)生產的穩(wěn)定性，我決定選用TH-847作為本次設計的換熱器涂料。</p><p>　　3.2、確定物性數據</p><p>　　1、定性溫度：可取流體進、出口溫度的平均值。 殼程流體的定性溫度為 ： 管程水的定性溫度為 ： 根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。 2、殼程流體在110.885

112、℃下的有關物性數據如下： 密 度　 ： ρ1= 778.561 kg/m3 定壓比熱容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg·℃) 導熱系數　 ： λ1= 0.113119 W/(m·℃) 粘 度　 ： μ1=μDm=0.0002393 Pa·s 3、循環(huán)冷卻水在50℃下的物性數據： 密 度　 ：ρ=988.1 kg/m3 定壓比熱容 ：cp=4

113、.174 kJ/(kg·℃) 導熱系數　 ：λ=0.648 W/(m·℃)</p><p>　　粘 度　 ：μ=0.000549 Pa·s</p><p><b>　　3.3、熱負荷計算</b></p><p><b>　　1、殼程液流量</b></p><p&g

114、t;　　由精餾塔的設計計算可知：</p><p>　　汽相摩爾流率：V=82.0307 kmol/h </p><p>　　塔頂汽相平均摩爾質量：MVDM=92.25 kg/kmol</p><p>　　殼程液流量 ：ms1=V×MVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s</p><p>　　2、殼程流體的汽化潛

115、熱</p><p>　　根據已查得的汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱（如表），將其以T為x軸、r為y軸繪制出溫度-汽化潛熱兩條曲線（如圖3-1）。 故甲苯、乙苯純組分在本設計所涉及的溫度范圍內的汽化潛熱可用下式算得：</p><p><b>　　表 3-1 </b></p><p><b>　　圖3-1</b><

116、/p><p>　　甲苯 ：r=-0.001T2－0.4373T＋420.92</p><p>　　乙苯 ：r=0.0008T2－0.3999T＋407.22 </p><p>　　由T=110.885 ℃可計算出相應的汽化潛熱： </p><p><b>　　3、熱負荷</b></p><p>　

117、　熱負荷：Q=ms1×rm=2.1021×360.9842=758.8249 KW（忽略熱損失）</p><p><b>　　3.4逆流平均溫差</b></p><p><b>　　3.5、冷卻水用量</b></p><p>　　3.6、估算傳熱面積</p><p>　　由于管程

118、走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數K=467～814 W/（m2·℃），現取K=600 W/（m2·℃）</p><p><b>　　傳熱面積：</b></p><p>　　考慮 15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×21.7172=24.9748 m2。</p><p>　　3.7換熱器的工藝結構

119、尺寸</p><p>　　1、換熱管及管內流速的選擇</p><p>　　根據我國目前的系列標準，本設計固定管板式式換熱器選用管徑為ф25mm×2.5mm的碳鋼管，管內流速取u=0.5 m/s。</p><p>　　2、管程數和傳熱管數 依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數 根 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 （do為管外徑）。顯然傳

120、熱管過長，宜采用多管程結構，現取傳熱管長L=6 m，則該換熱器管程數為，傳熱管總根數 N=30×2=60(根)</p><p>　　3、傳熱管排列和分程方法 采用組合排列法，取管心距t=1.25 do，則t=1.25×25≈32(mm) 橫過管束中心線的管數 4、殼體內徑 采用單管程結構，取管板利用率η＝0.7，則殼體內徑為 圓整可取D＝400 mm 5、

121、折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25％，則切去的圓缺高度為400×0.25＝100 mm；取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×400＝120 mm，可取板間距B=150 mm；折流板數，折流板圓缺面水平裝配。 6、接管 殼程流體進出口接管：取流速為 u＝2 m/s，則內徑為：取標準管徑為 45 mm。 管程流體進出口接管：取水流速 u＝2 m/s，則內

122、徑為：</p><p>　　取標準管徑為 800 mm</p><p><b>　　3.8、換熱器核算</b></p><p>　　1、熱量核算 ①殼程對流傳熱系數 對圓缺形折流板，可采用凱恩公式</p><p>　　因是正三角形排列所以當量直徑： 殼程流通截面積：</p><p

123、>　　殼程流體流速及其雷諾數分別：</p><p>　　普蘭特準數： 粘度校正： </p><p><b>　?、诠艹虒α鱾鳠嵯禂?lt;/b></p><p>　　管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數分別</p><p><b>　　普蘭特準數</b></p><

124、;p><b>　　③傳熱系數K</b></p><p>　　污垢熱阻Rs=0.000344 m2·℃/W , Rs1=0.000172 m2·℃/W；管壁的導熱系數λ=48 W/(m·℃)；。</p><p><b>　?、軅鳠崦娣eS</b></p><p>　　該換熱器的實際傳熱面積S