化工原理课程设计-苯-甲苯连续精馏流程的设计

('化学工程与工艺专业化工设计Ⅰ设计题目苯-甲苯连续精馏流程的工艺设计姓名学院专业班级学号指导教师设计日期评定成绩：评阅人：化工设计Ⅰ年月日化工设计Ⅰ目录《化工设计I》任务书...........................................-1-第一章前言.....................................................-3-第二章主要内容................................................-4-2.1设计基础数据..............................................-4-2.1.1设计操作条件........................................-4-2.1.2主要基础数据........................................-4-2.1.3相关物性参数........................................-4-2.2设计方案及工艺流程的确定..................................-6-2.2.1设计方案的选用......................................-6-2.2.2工艺流程的设计......................................-8-2.3塔设备的工艺计算..........................................-8-2.3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率....................-8-2.3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量................-9-2.3.3物料衡算............................................-9-2.3.4塔板数的确定........................................-9-2.3.5塔设备的工艺条件及有关物性数据计算.................-12-2.3.6热量衡算...........................................-17-2.4塔设备的主要工艺尺寸的设计计算...........................-21-2.4.1塔体结构概述.......................................-21-2.4.2塔板结构概述.......................................-22-2.4.3塔高及塔径设计计算.................................-23-2.4.4塔板结构尺寸设计计算...............................-25-2.4.5塔板流体力学验算...................................-28-2.4.6塔板的负荷性能图...................................-31-2.5辅助设备的工艺设计计算与选型.............................-35-2.5.1换热器设计.........................................-35-2.5.2贮槽设计...........................................-37-2.5.3泵的设计...........................................-37-2.6工艺管道的设计计算与选择.................................-38-2.6.1进料管.............................................-38-化工设计Ⅰ2.6.2回流管.............................................-38-2.6.3塔顶蒸汽接管.......................................-39-2.6.4釜液排出管.........................................-39-2.6.5塔釜进气管.........................................-40-2.7塔设计中的环保与节能.....................................-40-2.8塔设备的工艺计算结果汇总表...............................-41-第三章心得与体会.............................................-43-参考文献.......................................................-44-图纸...............................................................481化工设计Ⅰ《化工设计I》任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏流程的工艺设计二、设计条件1.原料：苯-甲苯混合液，苯含量20%(质量分率)，其余为甲苯。2.分离要求：塔顶产品中苯含量学号以1结尾的为90％，往后每学号依次增加0.5%；塔底甲苯中苯含量不高于2％。3.生产能力：①学号1-10：每小时处理原料液8t；②学号11-20：每小时处理原料液10t；③学号21及以后：每小时处理原料液12t；4.操作条件①塔顶压强精馏：4kPa（表压）②单板压降：≯0.7kPa③进料热状态：泡点进料④加热蒸气：0.6MPa（绝压）饱和蒸气⑤回流比：自选5.塔设备类型：筛板塔或浮阀塔6.厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4℃）三、设计内容1、设计方案的确定及工艺流程叙述2、物料衡算与热量衡算3、塔设备的主要工艺尺寸的设计计算①塔高（含裙座）及塔径②塔板结构尺寸③塔板流体力学验算④塔板的负荷性能图(用毫米坐标纸绘制)4、辅助设备的工艺设计计算与选型（换热器、贮槽、泵）5、工艺管道的设计计算与选择6、编制设计说明书7、绘制设计图纸①带控制点工艺流程图②塔设备工艺条件图③塔板布置图四、提交设计文件要求1、如采用CAD绘制的图纸，要求全部打印2、设计说明书要求用Word录入，并打印装订成册3、图纸装订在说明书之后2化工设计Ⅰ五、参考文献1、李国庭.化工设计概论.北京：化学工业出版社，20082、匡国柱，化工单元过程及设备课程设计，化学工业出版社，20013、上海医药工业设计研究院.化工工艺设计手册.北京，化学工业出版社，2003.4、化工设备设计全书，化学工业出版社，2002，共9册5、化工设备标准手册，1996，共三卷6、姚玉英.化工原理（上、下册），天津科技出版社7、刘道德等.化工设备的选择与设计（第三版），中南大学出版社，2003.8、化工原理课程设计指导书9、化工设备机械基础3化工设计Ⅰ第一章前言化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》、《化工制图》等有关课程）所学知识，完成一个以单元设备设计为主的一次设计实践，是理论联系实际的桥梁，在整个教学过程中起着培养学生能力的重要作用。本次课程设计是由xxx大学xxx学院，化学工程与工艺专业对化工原理这门课程进行的，课程设计题目为苯-甲苯连续精馏流程的工艺设计。苯在工业、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求苯有不同的纯度，有时要求纯度很高，这时是很有困难的，因为苯是一种很好的有机溶剂，能用来溶解很多物质，所以，想要得到高纯度的苯必须通过一定的方法要想把低纯度的苯-甲苯溶液提升到高纯度，最简单的方法就是采用连续精馏的方法，因为苯和甲苯的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。设计主要是从以下五个方面进行的：设计方案的确定及工艺流程设计，物料衡算与热量衡算，塔设备的主要工艺尺寸的设计计算，辅助设备的工艺设计计算与选型，工艺管道的设计计算与选择；课程设计还会有编制设计说明书，绘制各种设计图纸和参考文献等方面。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节，并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。为不久的将来把知识转化为生产力打下了坚实的基础。此次通过对苯-甲苯连续精馏流程的工艺设计，以增加对化工生产过程的了解以及对化工原理这门课程的认识。特别感谢任课教师以及部分同学，在他们的帮助和支持下我的课程设计才得以顺利完成。4化工设计Ⅰ第二章主要内容2.1设计基础数据2.1.1设计操作条件塔顶压力：4kPa（表压）进料热状态：泡点进料回流比为最小回流比的1.25倍塔底加热蒸气压力为0.6MPa（绝压）单板压降≯0.7kPa2.1.2主要基础数据进料中苯含量（质量分数）20塔顶苯含量（质量分数）91.5塔釜苯含量（质量分数）2生产能力（吨/小时）102.1.3相关物性参数1.苯和甲苯的物理参数见下表：分子式相对分子质量沸点/℃临界温度/℃临界压力/kpa苯（A）78.11g/mol80.1288.56833.4甲苯（B）92.13g/mol110.6318.574107.72.饱和蒸气压：苯，甲苯的饱和蒸气压可用Antoine方程计算：ABC苯6.0231206.35220.34甲苯6.0781343.94219.583.苯、甲苯的相对密度：温度/℃8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.04.液体表面张力：5化工设计Ⅰ温度/℃8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.315.苯、甲苯液体粘度：mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2890.2640.2540.2286.苯—甲苯的气液平衡数据：温度t/℃液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066,791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.06化工设计Ⅰ80.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02.2设计方案及工艺流程的确定2.2.1设计方案的选用1.装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜(再沸器)、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况以决定采用分凝器或全凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸气虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用，操作控制及安全诸因素。2.塔设备的选用塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：①产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。②效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。③流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作时，易于达到所要求的真空度。④有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。⑤结构简单，造价低，安装检修方便。⑥能满足某些工艺的特性:腐蚀性，热敏性，起泡性等。此次工艺流程设计的塔设备类型决定采用浮阀塔。浮阀塔于20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形7化工设计Ⅰ式是F1型和V4型。F1型浮阀的结果简单制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：①生产能力大。②操作弹性大。③塔板效率高。④气体压强降及液面落差较小。⑤塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。3.操作压强的选择精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏；对热敏性物料或混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高塔压或采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物料必须采用加压蒸馏。例如苯乙烯常压沸点为145.2℃，而将其加热到102℃以上就会发生聚合，故苯乙烯应采用减压蒸馏；脱丙烷丙烯塔操作压强提高到1765kPa时，冷凝温度约50℃，便可用江河水或循环水进行冷凝冷却，则运转费用减少；石油气常压呈气态，必须采用加压蒸馏分离。4.进料热状态的选择进料热状态以进料热参数q表达，即q=有五种进料状态，即q＞1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q＝1.0为泡点下的饱和液体；q＝0为露点下的饱和蒸气：1＞q＞0为介于泡点与露点间的气液混合物；q＜0为高于露点的过热蒸气进料。原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发生作用，即宜冷进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段8化工设计Ⅰ采用相同塔径以使制造，则常采用饱和液体(泡点)进料，但需增设原料预热器。若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高、料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。5.加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时(如乙醇与水混合液)宜用直接加热，其优点是可以利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。6.回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值为对特殊物系与场合，则应根据实际需要选定回流比。在进行课程设计时，也可参考同类生产的R经验值选定。必要时可选若干个R值，利用吉利兰图(简捷法)求出对应理论板数N，作出NR曲线或N(R+1)-R曲线，从中找出适宜操作回流比R。也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。因此，本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用气液两相混合进料。将原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小回流比的1.25倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2.2工艺流程的设计本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到85℃，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。9化工设计Ⅰ2.3塔设备的工艺计算2.3.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：=78.11kg/mol甲苯的摩尔质量：=92.13kg/mol2.3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.228×78.11+（1-0.228）×92.13=88.93kg/mol=0.926×78.11+（1-0.926）×92.13=79.14kg/mol=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/mol2.3.3物料衡算生产能力：原料处理量kg/h换算成以摩尔流量为：F==112.44kmol/h总物料衡算：F=112.44kmol/h=D+W苯物料衡算：0.228F=112.44×0.228=0.926D+0.024W联立解得：D=25.42kmol/hW=87.01kmol/h2.3.4塔板数的确定理论板层数的求取苯-甲苯属于理想物系，可采用逐板计算法求理论板层数1.求最小回流比及操作回流比苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.6℃，混合液的气液平衡温度在80.1℃到10化工设计Ⅰ110.6℃之间两组分的饱和蒸汽压，80.1℃时分别为=101.33kPa,=40kPa；110.6℃时=240.0kPa,=101.33kPa80.1℃时,==2.533110.6℃时,==2.368从计算结果来看，温度高，α小。所以相对挥发度ɑ===2.449代入相平衡方程y=，得y=又因为是泡点进料，q=1,==0.228,代入相平衡方程得=0.420则===2.63取操作回流比为R=1.25=1.25×2.63=3.282.求精馏塔的气、液相负荷V=(R+1)D=(3.28+1)×25.42=108.79(kmol/h)=(R+1)D-(1-q)F=V=108.79(kmol/h)(泡点进料：q=1）=RD+qF=3.28×25.42+1×112.44=195.81(kmol/h)3.求操作线方程在精馏塔中，由任意层(n层)塔板下降液相组成与由其相邻下一层塔板(n+1层)上升气相组成之间的关系称为操作关系。表述它们之间关系的方程称为操作线方程。因原料液从精馏塔的中部加入，致使精馏段和提馏段有不同的操作关系。操作线方程可通过各段的物料衡算求得。11化工设计Ⅰ间接蒸汽加热：精馏段操作线方程为y=+=0.77+0.216提馏段操作线方程为y=-=1.79-0.0194.逐板法求理论板逐板计算法是求解理论板层数的基本方法，概念清晰、结果准确，可同时确定各层塔板上的平衡温度与气、液两相组成。相平衡方程y=变形得x=用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算==0.926，==0.836=0.77+0.216=0.875，==0.740=0.77+0.216=0.785，==0.598=0.77+0.216=0.676，==0.460=0.77+0.216=0.570，==0.351=0.77+0.216=0.486，==0.278=0.77+0.216=0.430，==0.23512化工设计Ⅰ=0.77+0.216=0.396，==0.211因为=0.211<=0.228故精馏段的理论板n=8,用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算=1.79-0.019=0.358,==0.185=1.79-0.019=0.312,==0.156=1.79-0.019=0.260,==0.125=1.79-0.019=0.204,==0.094=1.79-0.019=0.149,==0.066=1.79-0.019=0.099,==0.042=1.79-0.019=0.056,==0.023因为=0.023<=0.024,所以提馏段理论板n=7(不包括塔釜）5.全塔效率塔效率为在指定分离要求与回流比下所需理论板数与实际塔板数的比值，即塔效率与系统物性、塔板结构及操作条件等有关，影响因素多且复杂，只能通过实验测定获取可靠的全塔效率数据，设计中可取自条件相近的生产或中试实验数据，13化工设计Ⅰ必要时也可采用适当的关联方法计算。根据苯-甲苯的气液平衡数据表可知：混合液的气液相平衡温度在80.1℃到110.6℃之间，其平均温度为95.35℃。在平均温度下苯和甲苯的黏度分别为=0.271（mPa·s），=0.276（mPa·s）平均黏度由公式，得==0.228×0.271+0.772×0.276=0.275(mPa·s)根据公式=0.17-0.616×lg0.275=0.5156.求实际板数根据公式得：精馏段实际板层数==15.5≈16（块）提馏段实际板层数==13.5≈14（块）进料板在第16块板。2.3.5塔设备的工艺条件及有关物性数据计算1.操作压力计算塔顶操作压力=4+101.3=105.3kPa每层塔板压降ΔP=0.7kPa进料板压力=105.3+0.7×16=116.5kPa塔釜压力=105.3+0.7×30=126.3kPa精馏段平均压力==110.9kPa14化工设计Ⅰ提馏段平均压力==121.4kPa2.操作温度计算依据操作压力，由苯-甲苯气液平衡数据，采用内插法计算一下液相温度=得=101.82℃=得=92.81℃=得=109.126℃精馏段平均温度为：===97.32℃提馏段平均温度为：===105.43℃3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由==0.926，带入相平衡方程得=0.836=0.836×78.11+(1-0.836)×92.13=80.40(kg/kmol)=0.926×78.11+(1-0.926)×92.13=79.14(kg/mol)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法==0.396，=0.211=0.396×78.11+(1-0.396)×92.13=86.57(kg/kmol)=0.211×78.11+(1-0.211)×92.13=89.17(kg/kmol)塔釜平均摩尔质量计算塔釜组成=0.056，=0.02315化工设计Ⅰ=0.056×78.11+（1-0.056）×92.13=91.34（kg/kmol）=0.023×78.11+（1-0.023）×92.13=91.80（kg/kmol）精馏段平均摩尔质量==82.855(kg/kmol)===84.785(kg/kmol)提馏段平均摩尔质量==88.955(kg/kmol)==90.485(kg/kmol)4.平均密度计算1.气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即：===2.98kg/m³提馏段的平均气相密度即：==3.43kg/m³2.液相平均密度计算=塔顶液相平均密度计算：有=92.81℃，查手册得=801kg/m³，=797kg/m³16化工设计Ⅰ==800.74kg/m³进料板液相平均密度计算：有=101.82℃，查手册得=790kg/m³，=788kg/m³进料板液相的质量分数：==0.197==788.4kg/m³有=109.126℃，查手册得=781.37kg/m³,=781.17kg/m³==781.17kg/m³故精馏段平均液相密度==794.57kg/m³提馏段平均液相密度==784.79kg/m³5.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即=塔顶液相平均表面张力计算由=92.81℃，查手册得17化工设计Ⅰ=19.72mN/m,=20.28mN/m=0.936×19.72+0.064×20.28=19.76mN/m进料板液相平均表面张力计算由=101.82℃，查手册得=18.63mN/m，=19.66mN/m=0.224×18.63+0.776×19.66=19.43mN/m有=109.126℃，查手册得=17.76mN/m，=17.86mN/m=0.024×17.76+0.976×17.86=17.86mN/m故精馏段液相平均表面张力==19.6mN/m提馏段液相平均表面张力==18.645mN/m6.液体平均粘度计算液相平均平均粘度依下式计算，即=塔顶平均粘度计算由=92.81℃，查手册得=0.271mPa·s,=0.279mPa·s=0.936×0.271+0.064×0.279=0.272mPa·s进料板平均粘度计算由=101.82℃，查手册得18化工设计Ⅰ=0.251mPa·s,=0.262mPa·s=0.224×0.251+0.776×0.262=0.260mPa·s由=109.126℃，查手册得=0.235mPa·s,=0.246mPa·s=0.024×0.235+0.976×0.246=0.246mPa·s故精馏段平均粘度==0.266mPa·s提馏段平均粘度==0.253mPa·s7.气液负荷计算精馏段：V=(R+1)D=(3.28+1)×25.42=108.79kmol/h===0.840m³/sL=RD=3.28×25.42=83.37kmol/h===0.0024m³/s=×3600=8.64m³/h提馏段：=V=108.79kmol/h=L+qF=83.37+112.44=195.81kmol/h==0.783m³/s===0.0062m³/s19化工设计Ⅰ=×3600=22.32m³/h2.3.6热量衡算连续精馏装置的热量衡算主要指塔底再沸器和塔顶冷凝器的热量衡算。通过热量衡算，可求得再沸器和冷凝器的热负荷、加热介质和冷却介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。1.物系热量常数的求解（1）物系汽化潜热的计算：苯-甲苯汽化潜热温度t/℃8090100110120(KJ/kg)394.1386.9379.3371.5363.2(KJ/kg)379.9373.8367.6361.2354.6利用上表采用插值法求解：塔顶温度：=92.81℃=得=384.9kJ/kg=得=372.1kJ/kg=+=384.1kJ/kg加料板处：=101.82℃=得=378.3kJ/kg=得=366.6kJ/kg20化工设计Ⅰ=+=369.3kJ/kg塔底：=109.126℃==373.1kJ/kg==362.1kJ/kg=+=362.4kJ/kg（2）物系热容的求解：苯-甲苯的热容温度t/℃708090100110/卡/(克分子·℃)31.53035.09835.76936.44137.292/卡/(克分子·℃)41.11841.86642.61543.36344.4971卡/(克分子·℃)=4.18585kJ/(kmol·℃)塔顶温度：=92.81℃==150.51kJ/(kmol·℃)==179.26kJ/(kmol·℃)塔顶温度下的热容：=+(1-)=152.35kJ/(kmol·℃)进料板处：=101.82℃==153.05kJ/(kmol·℃)21化工设计Ⅰ==182.08kJ/(kmol·℃)加料板处混合液的平均热容：=+(1-)=175.46kJ/(kmol·℃)塔底温度:=109.126℃==155.80kJ/(kmol·℃)==185.84kJ/(kmol·℃)塔底混合液的平均热容：=+(1-)=185.12kJ/(kmol·℃)2.再沸器的热负荷及加热介质消耗量精馏的加热方式有直接蒸汽加热与间接蒸汽加热之分。间接蒸汽加热时加热介质的消耗量取决于再沸器的热负荷。对再沸器作热量衡算，以单位时间为基准，则：加热介质消耗量可用下式计算：,饱和蒸汽加热：3.冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量精馏塔的冷凝方式有全凝器冷凝和分凝器-全凝器冷凝两种。则又因V=（R+1）D=L+D得冷却介质消耗量可按下式计算：4.全塔的总热量衡算22化工设计Ⅰ通过全塔的总热量衡算可知，对于特定的分离任务，需要加到全塔的总热量为恒定值，即此热量可分别从原料和再沸器加入，但从热力学角度考虑，泡点进料为首选，再沸器加入的热量应在全塔发挥作用原料预热温度的求解：采用试差法求得原料的预热温度为：104.73℃苯-甲苯汽化潜热温度t/℃708090100110卡/克分子74827353721870776930卡/克分子84798349821680807939该温度下通过试差法求得：=7007.47卡/克分子=8013.31卡/克分子液相平均汽化潜热：=+=7783.98卡/克分子=153.87kJ/(kmol·℃)=183kJ/(kmol·℃)混合液的平均热容：=+(1-)=176.36kJ/(kmol·℃)以上数据参与热量的计算（1）热量求算塔顶以0℃为基准，0℃时塔顶上升的蒸汽热量为：=Vt+V=4192522.871kJ/h回流液的热量：=L=1008436.522kJ/h23化工设计Ⅰ塔顶馏出液的热量：=L=1008436.522kJ/h进料液带入的热量的计算：（F=89.955kmol/h,其中液相：87.256kmol/h;气相：2.699kmol/h）=87.256×176.36×104.74+(2.699×176.36104.74+4×7783.98×4.18585)=1791974.229kJ/h塔底残液热量：=Wt=1410724.724kmol/h冷凝器带走的热量：=--=2175649.826kmol/h再沸器提供的热量：，塔釜损失为=0.1+=+++再沸器实际热负荷为：0.9=++-=2802836.843kmol/h求得=3114263.159kmol/h2.4塔设备的主要工艺尺寸的设计计算2.4.1塔体结构概述板式精馏塔一般内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置，除一般塔板按设计板间距安装外，其它处根据需要决定其间距。1.塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距(甚至高出一倍以上)，或根据除沫要求高度决定。2.塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由以下两个因素决定，即(1)塔底贮液空间依贮存液量停留3～5min或更长时间(易结焦物料可缩短停留时间)而定。(2)塔底液面至最下层塔板之间要有1～2m的间距，大塔可大于此值。3.人孔24化工设计Ⅰ一般每隔6～8层塔板设一人孔(安装、检修用)，需经常清洗时每隔3～4块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm；人孔直径一般为450～500mm(特殊的也有长方形人孔)，其伸出塔体的筒体长为200～250mm，人孔中心距操作平台约800～1200mm。4.塔高H＝式中H--塔高(不包括封头、裙坐)，m；n--实际塔板数；Fn--进料板数；FH--进料板处板间距，m；Pn--人孔数；PH--设人孔处的板间距，m；DH--塔顶空间(不包括头盖部分)，m；BH--塔底空间(不包括底盖部分)，m。2.4.2塔板结构概述1.塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板，塔径为300～900mm时，一般采用整块式；塔径超过800～900mm时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，对塔径为800～2400mm的单流型塔板，分块数如下表：塔径/mm800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分块数34562.塔板结构参数浮阀塔根据塔板板面所起作用的不同，可分为四个区域：（1）鼓泡区，也称开孔区，是塔板上气、液两相接触的有效传质区域。开孔区面积以表示。（2）溢流区溢流区为降液管及受液盘所占的区域，其中降液管所占面积以表示，受液盘所25化工设计Ⅰ占面积以表示。（3）安定区鼓泡区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称为破沫区。溢流堰前的安定区宽度为，其作用是在液体进入降液管之前，有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管；进口堰后的安全区宽度为，在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚有一定不开孔的安全地带，可减少漏液量。安定区的宽度可按下述范围选取，即溢流堰前的安定区宽度=70～100mm进口堰后的安全区宽度=50～100mm对小直径的塔(D＜1000mm)，因塔板面积小，安定区要相应减少。（4）无效区在靠近塔壁的一圈边缘区域，供支持塔板的边梁之用，称为无效区，也称边缘区。其宽度。视塔板的支承需要而定，小塔一般为30～50mm，大塔一般为50～70mm。为防止液体经无效区流过而产生短路现象，可在塔板上沿塔壁设置挡板。2.4.3塔高及塔径设计计算塔板间距H的选取与塔高、塔径、物质性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等因素都相关。设计时通常根据塔径的大小，由下表列出的塔板间距与塔径的关系经验值选取：塔径/m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距H/mm200～300250～350300～450350～600400～600选取塔板间距时，还要考虑实际情况。例如，塔板层数很多时，宜选用较小的塔板间距适当加大塔径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的塔板间距以保持塔径的一致；对易发泡的物系，塔板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对生产负荷波动较大的场合，也需加大塔板间距以提高操作弹性。在设计中，有时需反复调整，选定适宜的塔板间距。26化工设计Ⅰ塔板间距的数值应按系列标准选取，常用的塔板间距有300mm、350mm、400mm、450mm、500mm、600mm、800mm等几种系列标准。塔板间距的确定除考虑上述因素外，还应考虑安装、检修的需要。例如，在塔体的人孔处，应采用较大的塔板间距，一般不低于600mm。另外，塔体的实际高度还应考虑为塔顶及塔底留有较大的空间。算出塔径后，还需根据塔径系列标准予以圆整。最常用的标准塔径（单位为mm）为600、700、800、1000、1200、1400、1600、1800、2000、2200、...、4200。1.塔径的计算精馏塔的直径，可由塔内上升蒸气的体积流量及其通过塔横截面的空塔气速求得，即：D=。初选板间距H=0.30m,取板上液层高度h=0.05m,精馏段：故H-h=0.30-0.05=0.25m；==0.047查Smith关联图,得=0.051；换算到表面张力为19.6mN/m时的负荷系数C为：C==0.051==0.859取安全系数为0.7则u=0.7=0.7×0.859=0.60D===1.335m按标准，取塔径圆整为1.4m，则空塔气速为==0.545m/s。27化工设计Ⅰ提馏段:故H-h=0.30-0.05=0.25m；==0.112查Smith关联图,得=0.046；换算到表面张力为18.645mN/m时的C为：C==0.046==0.742取安全系数为0.7则u=0.7=0.7×0.742=0.52D===1.384m按标准，取塔径圆整为1.4m，则空塔气速为==0.508m/s。2.塔高的计算（1）塔有效高度的计算对于板式塔，通过塔板效率将理论板层数换算为实际板层数，再选择板间距（指相邻两层实际板之间的距离），由实际板层数和板间距可计算板式塔的有效高度，即：式中Z--板式塔的有效高度，m；--实际板层数；--板间距，m。所以Z=（30-1）由此公式算得的塔高为安装塔板部分的高度。代入数据得=（16-1）×0.3=4.5m（2）塔总高度计算（含裙座）28化工设计Ⅰ由2.5.1塔体结构可知：H＝塔顶空间取1.0m；塔底空间取1.5m；裙座取3m；本塔设计每隔7层塔板设一人孔，故人孔数=≈4，设人孔板间距=0.7m；本塔取进料板处的板间距=0.8m故塔高为H=（30-16-4-1）×0.3+16×0.8+4×0.7+1+1.5=20.8m若加上裙座得20.8+3=23.8m2.4.4塔板结构尺寸设计计算1.塔板的溢流装置板式塔的溢流装置包括降液管、溢流堰和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有重要影响。（1）降液管的类型及溢流方式①降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类。通常圆形降液管一般只用于小直径塔，对于直径较大的塔，常用弓形降液管。②降液管的溢流方式：降液管的布置，规定了板上液体流动的途径。一般常用的U形流、单溢流、双溢流、阶梯式双溢流。U形流也称回转流，降液和受液装置都安排在塔的同一侧。弓形的一半作受液盘，另一半作降液管，沿直径以挡板将板面隔成U形通道。U形流的液体流径最长，板面利用率也最高，但液面落差大，仅用于小塔及液体流量小的情况。单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径2.2m以下的塔中。双溢流又称半径流，来自上层塔板的液体分别从左、右两侧的降液管进入塔板，横过半个塔板进入中间的降液管，在下层塔板上液体则分别流向两侧的降液管。这种溢流形式可减小液面落差，但塔板结构复杂，且降液管占塔板面积较多，一般用于直径2m以上的大塔中。阶梯式双溢流的塔板做成阶梯形，目的在于减少液面落差而不缩短液体流径。每一阶梯均有溢流堰。这种塔板结构最复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合。29化工设计Ⅰ目前，凡直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用单溢流，直径大于2.2m的塔可采用双溢流及阶梯式双溢流。选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。下表列出溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系。塔径D/mm流体流量U形流单溢流双溢流阶梯式双溢流10001400200030004000500060007以下9以下11以下11以下11以下11以下11以下45以下70以下90以下110以下110以下110以下110以下90～160110～200110～230110～250110～250200～300230～350250～400250～450适用场合较低液气比一般场合高液气比或大型塔板极高液气比或大型塔板（2）溢流装置的结构参数溢流装置的结构参数包括：溢流堰的长度及出口堰高；降液管的宽度与降液管的面积；降液管底隙高度等2.溢流装置的计算因塔径D=1.4m，=15.48，根据以上叙述可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段的各项计算如下：采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，各项计算如下。（1）溢流堰长取堰长为0.6D，即=0.6×1.4=0.84m（2）出口堰高=-30化工设计Ⅰ由==0.6，==14.07m查图（液流收缩系数图），可知E近似为1，故=2.84×10E=2.84×10×1×=0.013=-=0.05-0.013=0.037（3）降液管的宽度与降液管的面积由=0.6查图（弓形降液管的宽度与长度关系图）得=0.1,=0.055故=0.1D=0.1×1.4=0.14m=0.55×=0.055×0.785×1.4=0.0846㎡由式τ=计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即τ===12.09(>5s符合要求)（4）降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为0.08m/s，依式计算管降液管底隙高度，即===0.044m3.塔板布置因为塔径D=1.4m,所以采用分块式。（1）取边缘区宽度=0.035m、安定区宽度=0.065m31化工设计Ⅰ（2）计算开孔区面积x=-(+)=-(0.14+0.065)=0.495mR=-=-0.035=0.665m=2[x+]=2(0.495+)=1.18㎡4.筛孔数n与开孔率取筛孔的孔径为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm,取=3.0，故孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm计算塔板上的筛孔数n,即n===6032个再计算塔板上开孔区的开孔率，即=×100％=×100％=×100％=10.1％（在5～15％范围内）每层塔板上的开孔面积为==0.101×1.18=0.119㎡气孔通过筛孔的气速===6.32m/s2.4.5塔板流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选塔板参数能否维持塔的正常操作，与塔内气、液两相的流体力学状况有关。板式塔的流体力学性能包括：塔板压降、液泛、32化工设计Ⅰ雾沫夹带、漏液及液面落差等。1.塔板上气、液两相的接触状态塔板上气、液两相的接触状态是决定两相流体力学、传热及传质特性的主要因素。研究发现，当液相流量一定时，随着气速的提高，塔板上可能出现四种不同的接触状态，即鼓泡状态、蜂窝状态、泡沫状态及喷射状态。其中，泡沫状态和喷射状态均是优良的塔板工作状态。从减小雾沫夹带考虑，大多数塔都控制在泡沫接触状态下操作。2.塔板压降计算上升的气流通过塔板时需要克服以下几种阻力：塔板本身的干板阻力（即板上各部件所造成的局部阻力）、板上充气液层的静压力和液体的表面张力。气体通过塔板时克服这三部分阻力就形成了该板的总压降。气体通过筛板的压降以相当的液柱高度表示时，可由下式计算，即：=++式中--气体通过每层塔板的压降相当的液柱高度，m；--气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度，m；--气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m；--克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m。（1）干板阻力h依据=1.67，查图（干筛孔的流量系数图），可知,=0.84，由公式=得=0.051××=0.010m（2）气体通过液层的阻力查图（充气系数关联图）可知充气系数=0.5,33化工设计Ⅰ已知板上液层高度=0.05,所以依式==0.5×0.05=0.025m（3）液体表面张力的阻力===0.00201m所以=++=0.010+0.025+0.00201=0.03701m单板压降==0.03701×794.57×9.8=288.18Pa<0.7kPa（设计允许值）3.塔板上液面落差Δh由于浮阀塔板上液面落差Δh很小,所以可忽略。4.雾沫夹带量的验算（kg液/kg气）上升气流穿过塔板上液层时，将板上液体带入上层塔板的现象称为雾沫夹带。雾沫的生成固然可增大气、液两相的传质面积，但过量的雾沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重时会造成雾沫夹带液泛，从而导致塔板效率严重下降。所谓返混是指雾沫夹带的液滴与液体主流作相反方向流动的现象。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，规定1kg上升气体夹带到上层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量＜0.1kg液/kg气。雾沫夹带量可用下公式计算：===0.014kg液/kg气0.014kg液/kg气<0.1kg液/kg气,故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。5.漏液的验算错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板流动，在塔板上与垂直向上流动的气体进行错流接触后由降液管流下。当上升气体流速减小，气体通过升气孔道的动压不足以阻止塔板上液体经孔道流下时，便会出现漏液现象。漏液发生时，液体经升气孔道流下，必然影响气、液在塔板上的充分接触，使塔板效率下降，严重的漏液会使塔板不能积液而无法操作。为保证塔的正常操作，漏液量不应大于液体流量的10％造成漏液的主要原因是气速太小和板面上液面落差所引起的气流分布不均，液体在塔板入34化工设计Ⅰ口侧的厚液层处往往出现漏液，所以常在塔板入口处留出一条不开孔的安定区。漏液量达10％的气流速度为漏液速度，这是板式塔操作的下限气速。漏液点气速可用下公式计算：m/s筛板的稳定系数K，即：≥1.5，故在设计负荷下不会发生过量漏液。6.液泛的验算塔内若气、液两相之一的流量增大，使降液管内液体不能顺利留下，管内必然积累，当管内液体提高到越过溢流堰顶部时，两塔板间液体相连，并依次上升，这种现象称为液泛，也称淹塔。此时，塔板压降上升，全塔操作被破坏。操作时应避免液泛发生。根据形成液泛的原因不同，可分为夹带液泛和降液管液泛对一定的液体流量，气速过大，雾沫夹带量过大，同时，气体穿过塔板上液层时造成两塔板间压降增大，使降液管内液体不能流下而造成液泛。液泛时的气速为塔操作的极限气速。从传质角度考虑，气速增高，气液间形成湍动的泡沫层使传质效率提高，但应控制在液泛速当液体流量过大时，降液管的截面不足以使液体通过，管内液面升高，也会发生液泛现象。为防止此类液泛发生，液体在降液管内停留时间应大于3～5s。影响液泛速度的因素除气、液流量和流体物性外，塔板结构，特别是塔板间距也是重要参数，设计中采用较大的塔板间距可提高液泛速度。为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式取，则=0.5×（0.3+0.037）=0.168因为，故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是合适的。35化工设计Ⅰ2.4.6塔板的负荷性能图影响板式塔操作状况和分离效果的主要因素为物料性质、塔板结构及气液负荷。对定的分离物系，当设计选定塔板类型后，其操作状况和分离效果便只与气液负荷有关。要维持塔板正常操作和塔板效率的基本稳定，必须将塔内的气液负荷限制在一定的范围内，该范围即为塔板的负荷性能。将此范围在直角坐标系中，以液相负荷L为横坐标，气相负荷V为纵坐标进行绘制，所得图形称为塔板的负荷性能图。1.雾沫夹带线依据公式，以e=0.1kg液/kg气为限，求-L关系如下：由====0.68=2.5(+)=2.5近似取E=1.0，h=0.037，=0.78m故=2.5=0.093+1.968已知σ=19.6×10N/m，H=0.3m并将式代入得下式：0.1=整理得=1.89-17.48在操作范围，任取几个值，依式算出相应的值列于下表中。,m³/s0.6×101.5×103.0×104.5×1036化工设计Ⅰ,m³/s1.861.661.531.41依表中数据在—图中作出雾沫夹带线2.液泛线联立以上式得Φ(H+h)=h+h+h+h近似取E=1.0，l=0.78m，由式h=2.84×10E=2.84×10故h=0.7873由式由式h=0.051=0.051=0.051=0.0056==0.5(0.037+0.7873)=0.0185+0.3937==0.002m故=0.0056+0.0185+0.3937+0.002=0.0205+0.0056+0.3937=0.153=0.153=13037化工设计Ⅰ将H为0.3m，h为0.037m，Φ=0.5及，联立上式得：0.5（0.3+0.037）=0.0205+0.0056+0.3937+0.037+0.7873+130整理得下式;=27.7-210.9-23214.3在操作范围内取若干值，依式计算，列于下表中。,m³/s0.6×101.5×103.0×104.5×10,m³/s5.234.994.814.633.液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为4秒，===0.0065m³/s液相负荷上限在—图上为与气体流量无关的垂直线。4.漏液线（气相负荷下限线）由=+=0.037+0.7873、=代入式4-42漏液点气速式：=4.43=4.43×0.84前已算出为0.119㎡，代入上式并整理，得=3.28此即气相负荷下限关系式，在操作范围内选取n个值，依式计算相应的值，列于下表中。,m³/s0.6×101.5×103.0×104.5×1038化工设计Ⅰ,m³/s0.6100.6500.6760.6975.液相负荷下限取平堰、堰上液层高度=0.006m作为液相负荷下限条件，依式取E=1.0，则=0.006=整理上式得=6.65×10m³/s将以上5条线标绘于图中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应气相负荷为,OP线与气相负荷下限（4）得交点相应气相负荷为。可知设计塔板上限由雾沫夹带线控制，下限由漏液控制。精馏段操作弹性==4.62.5辅助设备的工艺设计计算与选型2.5.1换热器设计1.原料加热器因为本设计是采用泡点进料，设原料液温度为17.4℃,因此需要一台原料预热器。39化工设计Ⅰ本预热器的热流体采用135℃水蒸气。W=F×=89.955×88.933=8000kg/h苯-甲苯混合液的进料温度的平均值为：==59.61℃查表可得=4.06KJ/(kg·℃),=3.92KJ/(kg·℃)=4.06×0.228+3,92×0.772=3.95KJ/(kg·℃)=135-17.4=117.6℃=135-101.82=33.18℃===66.23所以Q=W()=8000×3.95×(101.82-17.4)=2667672KJ/h传热系数K取1400W/(kg·℃)S===7.99㎡查135℃水蒸气的汽化潜热为2155.8KJ/kg加热蒸汽的质量质量流量W===1237.4kg/h2.塔顶冷凝器塔顶温度=92.81℃，冷凝水=17.4,=32.4℃==92.81-17.4=75.41℃==92.81-32.4=60.41℃===67.57℃40化工设计Ⅰ=92.81℃时，查图得=384.7KJ/kg,=372KJ/kg=×0.98+×0.02=372KJ/kg又气体流量=0.751m³/s塔顶被冷凝量q=×=0.751×3=2.253kg/s冷凝的热量Q=q=2.253×384.7=866.73KJ/s取传热系数K=600W/㎡k则传热面积S===21.38㎡冷凝水流量W===13.76kg/s3.再沸器塔底温度=109.126℃，用=135℃的蒸汽，釜液出口温度=109.126℃则=135-109.126=25.874℃=109.126℃时，查图得=361.76KJ/kg又气体流量=0.751m³/s密度=3kg/m³塔顶被冷凝量q=×=0.751×3=2.253kg/s冷凝的热量Q=q=2.253×361.76=815.05KJ/s取传热系数K=600W/㎡k则传热面积S===52.5㎡冷凝水流量W===14.47kg/s41化工设计Ⅰ2.5.2贮槽设计1.回流贮槽L=(R+1)D=(3.54+1)×5.59×10=2.54×10kmol/s=2.54×10×88.93=2.257kg/s设凝液在回流贮槽中停留的时间为10min，填充系数Φ为0.7，则该容积V计算如下：V===4.91m³故回流贮槽容积可取V=4.91m³2.产品贮槽设产品在贮槽中停留的时间为10min，填充系数Φ为0.7，则该容积V计算如下：V===3.34m³故塔顶产品贮槽容积可取V=3.34m³2.5.3泵的设计进料温度=101.82℃=790kg/m³，=788kg/m³，=788.4kg/m³=0.251mPa·s，=0.262mPa·s，=0.260mPa·s进料的质量流量为：F=89.955Kmol/h==2.22kg/s===0.0028m³/s取管内流速u=2m/s则d===42.2mm故采用GB3091-93，Φ50×3.5的油泵则内径d=50-3.5×2=43mm代入得42化工设计Ⅰu==1.93m/s===0.88×10取绝对粗糙度为=0.35mm则相对粗糙度为=0.008摩擦系数λ由=-1.8×lg得λ=0.0361进料口的位置高度h=14×0.3+3+2.7+0.8=10.7m===3.41m杨程H>=3.41+10.7=14.11m查Y型离心泵性能表，可选择泵为65Y-60B2.6工艺管道的设计计算与选择2.6.1进料管进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。已知进料流率F=89.955kmol/h，=788.4Kg/m³则体积流量V==10.15m³/h，取管内流速u=0.6m/s则管径d===0.077m=77mm取进料管规格Φ84×3.0则管内径d=78mm43化工设计Ⅰ进料管实际流速u===0.77m/s2.6.2回流管采用直管回流管,回流管的回流量D=20.122kmol/h=0.0056kmol/s塔顶液相平均摩尔质量M=79.007kg/kmol,平均密度=800.74kg/m³则液体流量VD=(D×M)/p=(20.122×79.007)/800.74=1.99m³/h取管内流速=0.6m/s则回流管直径d===0.034m可取回流管规格Φ40×2.5则管内直径d=35mm回流管内实际流速u===0.76m/s2.6.3塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度===2.96Kg/mol塔顶汽相平均摩尔质量=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.39Kg/mol则整体体积流量:===2566.75kg/h取管内蒸汽流速u=15m/s则d===0.246m可取回流管规格Φ256×5则实际管径d=246mm44化工设计Ⅰ塔顶蒸汽接管实际流速u===15m/s2.6.4釜液排出管塔底w=69.833kmol/h，平均密度P=781.17kg/m³平均摩尔质量M=91.33kg/kmol体积流量:L===8.16m³/h取管内流速u=0.6m/s则d===0.069m可取回流管规格Φ75×2.5则实际管径d=70mm塔顶蒸汽接管实际流速u===0.59m/s2.6.5塔釜进气管V′=91.354，相平均摩尔质量M=91.33kg/hmol塔釜蒸汽密度===3.41kg/m³塔底汽相平均摩尔质量=0.057×78.11+(1-0.057)×92.13=91.33kg/m³则塔釜蒸汽体积流量：===2781.12kg/h取管内蒸汽流速=15m/s则d===0.256m可取回流管规格Φ266×5则实际管径d=0.256m45化工设计Ⅰ塔顶蒸汽接管实际流速u====15m/s2.7塔设计中的环保与节能精馏过程是能量消耗较大的单元操作之一。降低精馏过程能量消耗，具有重要的经济意义。由热力学分析可知，减少有效能损失是精馏过程节能的基本途径1.提高分离因子这是蒸馏过程最有效的节能技术。向难分离的混合液中加入第二种分离剂(如适当的盐类、萃取剂、螯合剂、夹带剂等)或增加化学作用对于分离的影响(如反应精馏)，采用外力场(如磁场)的作用，降低操作压力等，都可显著地改变组分间的相对挥发度，有利于精馏分离。2.降低向再沸器的供热量(1)选择经济合理的回流比。精馏的核心在于“回流”，选择适宜的回流比是精馏过程节能的首要因素。一些新型板式塔和高效填料塔的应用，都有可能使回流比大为降低，尽可能采用小的回流比是全世界的发展趋势。(2)减小再沸器和冷凝器的温度差，可减少向再沸器提化供的热量。如果塔底和塔顶温度差较大时，可在精馏段中间设置冷凝器，在提馏段中间设置再沸器，这样可降低低温位冷却剂的用量和高温位加热剂的用量，从而达到降低操作费的目的。采用低压降的塔设备，也有利于减小塔底和塔顶的温度差。3.热泵精馏热泵精馏流程，除开工阶段外，可基本上不向再沸器提供额外的热量。其基本过程是：将塔顶蒸气经压缩机绝热压缩后升温，重新作为再沸器的热源，使其中部分液体汽化，而压缩气体本身冷凝成液体。冷凝液经节流阀后一部分作为塔顶馏出液抽出，另一部分返回塔顶作为回流液。此种装置节能效果十分显著。4.多效精馏多效精馏原理和多效蒸发相同，即采用压力依次降低的若干个精馏塔串联的操作流程，前一精馏塔的塔顶蒸气用作后一精馏塔再沸器的加热介质。这样，除两端精馏塔外，中间精馏装置不必从外界引人加热介质和冷却介质。5.热能的综合利用回收精馏装置的余热，用于本系统或其他装置的加热热源，也是精馏过程节能的有效途径。例如，利用塔顶蒸气或塔底釜残液预热原料液等。6.其他节能措施对精馏装置优化控制，使其在最佳工作状况下运行；采用动态分离过程(如釜式蒸46化工设计Ⅰ馏过程)；多组分精馏中选择合理的流程；设备的完善保温措施，都可达到精馏过程节能的目的。2.8塔设备的工艺计算结果汇总表项目符号单位计算数据各段平均压强（精馏段）kPa110.9各段平均温度（精馏段）t℃97.32平均流量气相m³/s0.74液相m³/s0.0024实际塔板数N块30板间距M0.3塔的有效高度ZM4.5塔径DM1.4空塔气速um/s0.508塔板流液形式单流型溢流装置溢流管形式弓形堰长m0.78堰高m0.037溢流堰宽度m0.14管底与受液盘距离m0.044板上请液层高度m0.05孔数n个6032开孔面积㎡0.119筛孔气速m/s6.32塔板压降kPa0.288液体在降液管中的停留时间ts12.09降液管内清液层高度m0.11雾沫夹带Kg液/kg气0.014负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m³/s1.2气相最小负荷m³/s0.26操作弹性4.647化工设计Ⅰ第三章心得与体会在为期将近两个礼拜的时间，我终于在老师的引导以及同学的帮助下，自行查阅设计有关文献资料，最终完成了此次课程设计。本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件，自行设计的一套苯-甲苯的连续精馏浮阀塔的设计。这次历时近两周的的课程设计把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，也使我们自主学习了新的知识并在设计中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间，我积极发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我的认识问题、分析问题、解決问题的能力。这次课程设计对我们来说算是毕业设计前一次小小的预演，表面上来看一件事情，不少人会觉得我们的课程设计很简单，我想说的是，十分的不容易，里面有好多的公式编辑，其中里面找到需要的符号都是十分的不容易的。你不能够很方便的看到自己前面编写的设计，有时候我们不一定就能够记住我们自己前面编辑好和算好了的数据，后面要用到的时候，我们必须自己翻到前面去看，所以我们需要在纸张上进行预算。在这次设计中我学会了忍受，学会了从总体考虑问题。在本次设计中，我想要特别感谢老师和同学们对我的指导与帮助，在他们的帮助下，我的课程设计才得以圆满完成。48化工设计Ⅰ参考文献1、李国庭.化工设计概论.北京：化学工业出版社，20082、匡国柱，化工单元过程及设备课程设计，化学工业出版社，20013、上海医药工业设计研究院.化工工艺设计手册.北京，化学工业出版社，2003.4、化工设备设计全书，化学工业出版社，2002，共9册5、化工设备标准手册，1996，共三卷6、姚玉英.化工原理（上、下册），天津科技出版社7、刘道德等.化工设备的选择与设计（第三版），中南大学出版社，2003.8、化工原理课程设计指导书9、化工设备机械基础',)