苯與氯苯分離化工原理課程設(shè)計(jì).doc

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(一）產(chǎn)品與設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 1.產(chǎn)品性質(zhì)、質(zhì)量指標(biāo)和用途 產(chǎn)品性質(zhì)：有杏仁味的無(wú)色透明、易揮發(fā)液體。密度1．105g/cm3。沸點(diǎn)131．6℃。凝固點(diǎn)-45℃。折射率1．5216(25℃)。閃點(diǎn)29．4℃。燃點(diǎn)637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPas，表面張力33．2810-3N／m．溶解度參數(shù)δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物，爆炸極限1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多數(shù)有機(jī)溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長(zhǎng)時(shí)間沸騰則脫氯。蒸氣經(jīng)過(guò)紅熱管子脫去氫和氯化氫，生成二苯基化合物。有毒．在體內(nèi)有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官。對(duì)皮膚和粘膜有刺激性．對(duì)神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉性，LD502910mg／kg，空氣中最高容許濃度50mg／m3。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險(xiǎn)。與氯酸銀反應(yīng)劇烈 質(zhì)量指標(biāo)：氯苯純度不低于99.8%，塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 產(chǎn)品用途：作為有機(jī)合成的重要原料 2.設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 （1）精餾方式：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu)點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，因而無(wú)須采用特殊精餾。 （2）操作壓力：本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于苯和氯苯這類(lèi)非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。 （3） 塔板形式：F1型浮閥塔板，浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、造價(jià)低;塔板開(kāi)口率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，故塔板效率較高。 （4） 加料方式和加料熱狀態(tài)：設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。 （5） 由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。 （6） 再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至泡點(diǎn)下一部分回流入塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 3工藝流程草圖及說(shuō)明 首先，苯和氯苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)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(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。 (二) 精餾塔的物料衡算 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量MA = 78.11 氯苯的摩爾質(zhì)量MB =112.56 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.物料衡算 氯苯產(chǎn)量 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 （三）塔板數(shù)的確定 1．理論塔板數(shù)的求取 根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點(diǎn)方程和露點(diǎn)方程求取 ①由手冊(cè)查得苯-氯苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，列于下表 苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度/℃ 苯 氯苯 x y α 80 760 148 1.000 1.000 90 1025 205 0.677 0.913 5.000 100 1350 293 0.442 0.785 4.608 110 1760 400 0.265 0.613 4.400 120 2250 543 0.127 0.376 4.144 130 2840 719 0.019 0.072 3.950 131.8 2900 760 0.000 0.000 本題中，塔內(nèi)壓力接近常壓（實(shí)際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因?yàn)椴僮鲏毫ζx常壓很小，所以其對(duì)平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。 ②求最小回流比、操作回流比及最小理論塔板層數(shù) 將1.表中數(shù)據(jù)作圖得曲線（如圖1）及曲線（如圖2）。在圖上，因，查得，而，。故有： 考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實(shí)際操作的回流比為最小回流比的1.85倍，即： ③求精餾塔氣、液相負(fù)荷 L=RD=0.658556.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1) 56.25=93.29kmol/h L’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V’=V=93.29 kmol/h ④求操作線方程 精餾段操作線： 提餾段操作線為過(guò)和兩點(diǎn)的直線。 ⑤圖解法求理論塔板數(shù) 如圖1所示，求解結(jié)果為 總理論板層數(shù) NT=11.0（包括再沸器） 進(jìn)料板位置 NF=4 圖1 圖解法求理論板層數(shù) 圖2 苯-氯苯物系溫度組成圖 2．實(shí)際塔板數(shù)的求取 （1）全塔效率 塔的平均溫度 平均溫度下的氣液組成 苯與氯苯的粘度分別為 平均粘度為 塔板效率為 （2）實(shí)際板層數(shù)的求取 N精=3/0.553=5.42≈6 N提=8/0.553=14.47≈15 Np=6+15=21 (四) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 1、操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 pD=101.08+4=105.08kpa 每層塔板壓降 Δp=0.7kpa 進(jìn)料板壓力 pF=105.08+0.76=109.28kpa 塔底壓力 pW=105.08+0.721=119.78kpa 精餾段平均壓力 pm=1/2（105.08+109.28）=107.18kpa 提餾段平均壓力 pm‘=1/2（109.28+119.78）=114.53kpa 2、操作溫度計(jì)算 由t-x-y圖得，塔頂溫度tD=83.5℃，進(jìn)料板溫度tF=91.7℃，塔底溫度tW=131.1℃。精餾段平均溫度tm=1/2（83.9+91.7）=87.6℃，提餾段平均溫度tm‘=1/2（131.1+91.7）=111.4℃。 3、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂xD=y1=0.9860，查圖1得x1=0.9353。同理，加料板xF=0.6188，yF=0.8818；塔底xW=0.0017，yW=0.0067。 MVDm=0.986078.11+(1-0.9860) 112.56=78.59kg/kmol MLDm=0.935378.11+(1-0.9353) 112.56=79.65kg/kmol MVFm=0.881878.11+(1-0.8818) 112.56=82.18kg/kmol MLFm=0.618878.11+(1-0.6188) 112.56=91.24kg/kmol MVWm=0.006778.11+(1-0.0067) 112.56=112.33kg/kmol MLWm=0.001778.11+(1-0.0017) 112.56=112.50kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm=1/2(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol MLm=1/2(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量 M‘Vm=1/2(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol M‘Lm=1/2(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol 4、平均密度的計(jì)算 （1）氣相平均密度 （2）液相平均密度 液相平均密度依下式計(jì)算，即（a為質(zhì)量分率） 塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下ρA=812.41kg/m3, ρB=1033.79kg/m3 ，所以ρLDm=815.90kg/m3。 進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下ρA=803.62kg/m3, ρB=1025.56kg/m3 ，所以ρFDm=894.61kg/m3。 塔底溫度tW=131.1℃,此溫度下ρA=755.91kg/m3, ρB=980.90kg/m3 ，所以ρLWm=980.06kg/m3。 所以 ρLm=1/2(815.90+894.61)=855.26 kg/m3 ρ’Lm=1/2(980.06+894.61)=937.34 kg/m3 5、液體的表面張力 塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下σA=20.7dyn/cm, σB=25.8dyn/cm σLDm=0.986020.7+（1-0.9860）25.8=20.8 dyn/cm。 進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下σA=19.8dyn/cm, σB=24.9dyn/cm σLFm=0.618819.8+（1-0.6188）24.9=21.7 dyn/cm。 塔底溫度tW=131.5℃,此溫度下σA=15.3dyn/cm, σB=20.4dyn/cm σLWm=0.002915.1+（1-0.0029）20.4=20.3 dyn/cm。 所以 σLm=1/2(20.8+21.7)=21.3dyn/cm σ’Lm=1/2(20.4+21.7)=21.1dyn/cm 6、液體平均黏度的計(jì)算 塔頂溫度tD=83.5℃,此溫度下μA=0.297mpas，μB=0.301mpas ,解得μLDm=0.297 mpas。 進(jìn)料板溫度tF=91.7℃,此溫度下μA=0.275mpas，μB=0.282mpas ,解得μLFm=0.280 mpas。 塔底溫度tW=131.1℃,此溫度下μA=0.197mpas，μB=0.202mpas ,解得μLDm=0.202 mpas。 所以 μLm=1/2(0.297+0.280)=0.289mpas μ’Lm=1/2(0.202+0.280)=0.241 mpas (五)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1、塔徑的計(jì)算 （1）精餾段的氣、液相體積流率分別為 ，取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得，C20=0.073。 取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u(mài)=0.8umax=0.81.269=1.015m/s。 ，圓整后取D=1.0m。 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 u=0.721/0.785=0.918m/s。 （2）提餾段的氣、液相體積流率分別為 ，取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m。故HT-hL=0.40-0.06=0.34m。查文獻(xiàn)[1]中圖5-1得，C20=0.068。 取安全系數(shù)0.8，則空塔氣速u(mài)=0.8umax=0.81.126=0.901m/s。 ，圓整后取D‘=1.0m。 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速 u=0.720/0.785=0.917m/s。 2、精餾塔的有效高度的計(jì)算 z精=（N精-1）HT=（6-1）0.40=2.0m z提=（N提-1）HT=（15-1）0.40=5.6m 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，提餾段中開(kāi)兩個(gè)人孔，其高度為0.8m，故有效高度應(yīng)為 全塔的實(shí)際高度 取進(jìn)料板板間距為0.8m，人孔處板間距為0.8m，塔底空間高度為2.5m，塔頂空間高度為0.8m，封頭高度為0.5m，裙座高度為2.0m，則全塔高為 (六)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1、溢流裝置的計(jì)算 因D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下： （1）堰長(zhǎng)lw 取 lw=0.66D=0.661.0=0.66m。 （2）溢流堰高度hw 精餾段堰上液層高度 提餾段堰上液層高度 取，則 精餾段hw=hL-how=0.06-0.0096=0.0504m 提餾段h‘w=hL-h‘ow=0.06-0.0227=0.0373m 因此，上下兩段均取。 （3）弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由lw/D=0.66，查文獻(xiàn)[1]圖5-7得Af/AT=0.0722,Wd/D=0.125。故 Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2 Wd=0.125D=0.1251.0=0.125m。 塔的相對(duì)操作面積為（1-20.0722）100%=85.6% 依文獻(xiàn)[1]式5-9驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間。對(duì)于精餾段有 ，合理。 對(duì)于提餾段有 ，合理。 （4）降液管底隙高度h0 精餾段u0’=0.09m/s，提餾段u0’=0.20m/s，則 ，。 因此，上下兩段均取。 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤(pán)，深度。 2、塔板布置 采用F1型浮閥，重量為33g(重閥)，孔徑為39mm，閥片直徑48mm,閥片厚度2mm，最大開(kāi)度8.5mm，靜止開(kāi)度2.5mm。 ① 閥孔臨界速度 精餾段 提餾段 上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為 均屬正常操作范圍。 ② 開(kāi)孔率 式中：為適宜的空塔氣速，為閥孔速度。 精餾段 提餾段 為了塔板加工方便，上下兩分段開(kāi)孔率均采用，由此求得上下兩端的閥孔速度和相應(yīng)的動(dòng)能因子為： ③ 閥孔總面積 ④ 浮閥總數(shù) ⑤ 塔板上布置浮閥的有效操作面積 已知，取破沫區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度，則 有效操作面積 有效操作面積率 ⑥ 浮閥的排列 浮閥采用等腰三角形交叉排列。設(shè)垂直于液流方向的閥孔中心距為t，與此相應(yīng) 每排浮閥中心線之間的距離，則 取t=0.060m。 (七)篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1、塔板壓降 （1）干板阻力hc 精餾段 ，則 提餾段 ，則 （2）氣體通過(guò)液層的阻力h1 取充氣系數(shù)，則 （3）液體表面張力阻力hσ （此阻力很小，忽略不計(jì)） 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 上下兩段單板壓降均符合設(shè)計(jì)任務(wù)要求。 2、液沫夾帶 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 苯和氯苯是正常系統(tǒng)，因此物性系數(shù)K=1.0，查圖的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) (1) 精餾段 精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。 (2) 提餾段 精餾段兩泛點(diǎn)率都在80%以下，霧沫夾帶量能滿足的要求。 3、液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度, 而 （1） 與氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨? 精餾段 提餾段 （2） 液體通過(guò)降液管的壓頭損失 精餾段 提餾段 （3） 板上液層高度 精餾段和提餾段皆為 因此，取，降液管中清液層高度如下： 精餾段 提餾段 可見(jiàn)，精餾段和提餾段均符合防止液泛的要求。 (八)塔板負(fù)荷性能圖 1、漏液線 精餾段: 提餾段： 2、霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率= 按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算 精餾段： 整理得： 精餾段： 整理得： 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls，計(jì)算出Vs的值列于表2中 表2 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果 液沫夾帶線（精餾） 液沫夾帶線（提餾） Ls，m3/s 0.002 0.004 0.002 0.004 Vs，m3/s 1.036 1.001 0.988 0.954 由上表可作出霧沫夾帶線2。 3、液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 取E=1，則 據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無(wú)關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限3。 4、液相負(fù)荷上限線 以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。 故 據(jù)此可作出與氣相負(fù)荷無(wú)關(guān)得垂直液相負(fù)荷下限4。 5、液泛線 （1） 精餾段 整理得： （2） 提餾段 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs，計(jì)算結(jié)果列于表3中 表3 液泛線計(jì)算結(jié)果 液泛線（精餾） 液泛線（提餾） Ls，m3/s 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 0.0015 0.0030 0.0045 0.0060 Vs，m3/s 2.181 2.123 2.062 1.994 2.075 2.019 1.961 1.897 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3、圖4所示。 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，與坐標(biāo)原點(diǎn)相連，即作出操作線。 6、操作彈性 操作條件下 精餾段 提餾段 在精餾段負(fù)荷性能圖，即圖3中，精餾段氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。操作彈性： 。 在提餾段負(fù)荷性能圖，即圖4中，提餾段氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下線 操作彈性： 。 圖3 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 圖4 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 (九)精餾塔接管尺寸計(jì)算 1、進(jìn)料管 ，取u=2.0m/s，則 按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ453.0。 2、塔釜出料管 ，取u=0.7m/s，則 按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ484.0。 3、塔頂上升蒸汽管 ，取u=15m/s，則 按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ2738.0。 4、塔底蒸汽進(jìn)口管 ，取u=15m/s，則 按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ2737.0。 5、塔頂回流液管 ，取u=0.4m/s，則 按照GB8163——87，選擇無(wú)縫鋼管φ766.0。 (十)塔頂全凝器和塔底再沸器的計(jì)算及選型 1、塔頂全凝器 塔頂溫度tD=83℃,苯的氣化潛熱r=30778kJ/kmol。熱損失5%，故熱負(fù)荷為 =839.56kW 總傳熱系數(shù)K=1000W/(m2℃)。冷卻水32℃進(jìn)，38℃出，泡點(diǎn)回流，故。 換熱面積為 ，取S=19.7m2 根據(jù)GB/T4715-92標(biāo)準(zhǔn)選擇單程固定管板式換熱器 (DNφ4002000)，實(shí)際換熱面積 S=19.7m2 冷凝水用量衡算 2、再沸器(E-105立式虹吸式) 立式虹吸式再沸器傳熱效果好，占地面積小，直接管短 蒸發(fā)量V’=93.29kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化熱 熱損失按5%計(jì)算 =158.7-131.5=27.2℃ 總傳熱系數(shù)k取600W/m2℃ S取 查<化工設(shè)計(jì)手冊(cè)>，得型號(hào)（DN4504500）。 (十一)設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 附表1 物料衡算計(jì)算結(jié)果 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 原料液流量F，kmol/h 87.10 2 氣相產(chǎn)品流量D，kmol/h 56.25 3 液相產(chǎn)品流量W,kmol/h 30.85 4 原料液摩爾分?jǐn)?shù)xF 0.6378 5 氣相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xD 0.9860 6 液相產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)xW 0.0029 附表2 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 精餾段平均壓力pm，kpa 107.18 2 提餾段平均壓力pm‘，kpa 114.53 3 精餾段平均溫度tm，℃ 87.6 4 提餾段平均溫度tm‘，℃ 111.4 5 精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm，kg/kmol 80.39 6 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm，kg/kmol 85.45 7 提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量MVm‘，kg/kmol 97.26 8 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量MLm‘，kg/kmol 101.87 9 精餾段氣相平均密度ρVm，kg/m3 2.89 10 精餾段液相平均密度ρLm，kg/m3 855.26 11 提餾段氣相平均密度ρVm‘，kg/m3 3.50 12 提餾段液相平均密度ρLm‘，kg/m3 937.34 13 精餾段液體表面張力σLm，dyn/cm 21.3 14 提餾段液體表面張力σLm‘，dyn/cm 21.1 15 精餾段液體平均黏度μLm，mpas 0.289 16 提餾段液體平均黏度μLm‘，mpas 0.241 17 精餾段氣相流量Vs，m3/s 0.721 18 精餾段液相流量Ls，m3/s 1.0310-3 19 提餾段氣相流量Vs‘，m3/s 0.720 20 提餾段液相流量Ls‘，m3/s 3.75610-3 21 實(shí)際塔板數(shù)Np 21 22 有效段高度Z，m 8.8 23 塔徑D，m 1.0 24 板間距HT，m 0.40 25 溢流形式 單溢流 26 降液管形式 弓形 27 堰長(zhǎng)lw，m 0.66 28 堰高h(yuǎn)w‘，m 0.044 29 弓形降液管面積Af，m2 0.0567 30 弓形降液寬度Wd，m 0.125 31 降液管底隙高度h0‘，m 0.030 32 破沫區(qū)寬度Ws，m 0.07 33 邊緣區(qū)寬度Wc，m 0.04 34 浮閥數(shù)目，N 115 35 開(kāi)孔率φ，% 14.5 36 橫排孔間距t’, m 0.075 37 排間距t，m 0.060 附表3 接管尺寸計(jì)算結(jié)果 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 進(jìn)料管直徑 φ453.0 2 塔釜出料管直徑 φ484.0 3 塔頂上升蒸汽管直徑 φ2738.0 4 塔底蒸汽進(jìn)口管直徑 φ2737.0 5 塔頂回流液管直徑 φ766.0 (十二)設(shè)計(jì)評(píng)述 1、回流比的選擇 回流是保證精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費(fèi)用和投資費(fèi)用的重要因素。總費(fèi)用中最低所對(duì)應(yīng)的回流比即為適宜回流比。 在精餾設(shè)計(jì)中，一般并不進(jìn)行詳細(xì)的經(jīng)濟(jì)衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗(yàn)選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1～2倍。 2、塔高和塔徑 影響塔板效率的因素有很多，概括起來(lái)有物性性質(zhì)﹑塔板結(jié)構(gòu)及操作條件三個(gè)方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴(kuò)散系數(shù)及相對(duì)揮發(fā)度等。塔板的結(jié)構(gòu)主要包括塔板類(lèi)型板間距堰高及開(kāi)孔率等。操作條件是指溫度壓強(qiáng)氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復(fù)雜，很難找到各因素之間的定量關(guān)系。設(shè)計(jì)中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)。 3、進(jìn)料狀況的影響 由于不同進(jìn)料狀況的影響，使從進(jìn)料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提留段的液體量發(fā)生了變化。我們選擇泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進(jìn)入提留段，作為提留段的回流液，兩端上升的蒸汽流相等，即。 4、輔助設(shè)備 對(duì)連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷以及冷卻介質(zhì)和加熱介質(zhì)的消耗量，并為設(shè)計(jì)這些換熱設(shè)備提供基本數(shù)據(jù)。從傳質(zhì)角度而言，宜將熱量加入塔底，即選擇冷進(jìn)料，這樣可提供更多的氣相回流。 隨著進(jìn)料帶入熱量增加，塔底再熱器供熱必將減少，加熱蒸汽消耗量降低，但全塔總的耗熱量是一定的。從廢熱回收利用和能量回收品味而言，加熱原料所需的品味較低，且多可利用廢熱。因此我們采用熱進(jìn)料。 精餾過(guò)程需要消耗大量的能量，我們采取的降低能耗的具體措施如下： 1)選擇經(jīng)濟(jì)合理的回流比； 2)回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源； 3)對(duì)精餾過(guò)程進(jìn)行優(yōu)化控制，減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，可確保過(guò)程能耗為最低。 5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 對(duì)于我們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是： 1)塔壓穩(wěn)定； 2)進(jìn)出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定； 3)進(jìn)料組成和熱狀況穩(wěn)定； 4)回流比恒定； 5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定； 6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。 （十三）精餾塔成本列表 編號(hào) 部件名稱 單價(jià)（元） 數(shù)量（個(gè)） 總價(jià)（元） 1 筒體（16MnR） 80000 1 80000 2 裙底（45#） 6000 1 6000 3 塔板 800 63 50400 4 冷凝器 120000 1 120000 5 再沸器 100000 1 10000 6 塔中其他附件接管 100000 1 100000 7 工業(yè)用水 6.2 30000t(每年) 180000 工業(yè)用水的操作費(fèi)為主要費(fèi)用，所以工廠應(yīng)該盡可能循環(huán)用水減少水的損失，提高水的利用率，來(lái)降低成本，更加的節(jié)能環(huán)保經(jīng)濟(jì) 參考文獻(xiàn) 1、《化工流體流動(dòng)與傳熱》 化學(xué)工業(yè)出版社，柴誠(chéng)敬、張國(guó)亮，2007 2、《化工傳質(zhì)與分離過(guò)程》 化學(xué)工程出版社，賈紹義、柴誠(chéng)敬，2009 3、《化工原理課程設(shè)計(jì)》 天津大學(xué)出版社，賈紹義、柴誠(chéng)敬，2002 4、《化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)基礎(chǔ)》 上?？茖W(xué)技術(shù)出版社