畢業(yè)設計---年處理量1.0萬噸苯精餾塔的設計

1、<p>　　畢業(yè)設計（論文）任務書</p><p>　　設計（論文）題目：年處理量1.0萬噸苯精餾塔的設計</p><p>　　函授站： 專業(yè)： 化工工藝 班級：xx</p><p>　　學生： xx 指導教師：</p><p>　　1．設計（論文）的主要任務及目標</p><p>　?、?

2、苯精餾塔方案的簡要說明</p><p>　　原料為苯-甲苯混合物，其中苯含量為70%（質量分率）。要求將此二元混合物有效分離，要使塔頂產品甲苯含量不高于1%，塔釜殘液中苯含量不高于0.2%，進料為泡點進料，年處理量1萬噸，年開工8000小時，連續(xù)進料操作。</p><p>　?、?苯精餾塔設計計算：</p><p>　　a塔工藝計算（物料和能量衡算）</p&g

3、t;<p>　　b 塔及塔板主要工藝尺寸的設計計算</p><p>　　⑶ 對苯精餾塔的流體力學驗算</p><p>　?、?相關輔助設備選型與計算</p><p>　?、?設計結果及分析討論</p><p>　　2．設計（論文）的基本要求和內容</p><p>　?、?論文內容符合畢業(yè)設計撰寫規(guī)范。&l

4、t;/p><p>　　⑵ 數(shù)據(jù)可靠、真實，具有一定的代表性。</p><p>　　⑶ 計算過程細化、符合規(guī)范要求。</p><p>　?、?要求論文圖紙包括：生產工藝流程控制圖、塔的部分裝配圖、X-Y圖、塔板負荷性能圖。</p><p><b>　　3．主要參考文獻</b></p><p>　?、抨懨?/p>

5、娟.《化工原理》.化學工業(yè)出版社.2001年1月第1版</p><p>　?、岂T伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業(yè)出版社.1989年10月第1版 </p><p>　?、前?《華工原理課程設計指導書》.北京化工大學化工原理教研室.1997年4月</p><p>　　⑷陳洪鈁.《化工分離過程》.化學工業(yè)出版社.1995年5月第1版</p>

6、;<p>　?、申愮娦?《化工熱力學》.化學工業(yè)出版社.1993年11月第1版</p><p><b>　　4．進度安排</b></p><p>　　實現(xiàn)苯－甲苯苯分離的板式精餾塔設計</p><p><b>　　摘要</b></p><p>　　根據(jù)北京化工大學成人教育學生畢業(yè)設計要

7、求，結合北京燕化公司煉油廠的生產實踐，選擇篩板塔精餾分離兩組分，以生產苯和甲苯產品組分為設計課題。</p><p>　　本設計選擇了操作簡單，能耗低，生產連續(xù)性強的全連續(xù)流程。在設計過程中，重點計算了精餾塔塔頂、塔釜、進料板及泡點進料溫度，塔頂、塔釜物料流量，塔板數(shù)，操作回流比；設計了溢流裝置，并進行了流體力學校核計算。同時，經過反復調整有關設計參數(shù)，確定了比較理想的設計參數(shù)。在此基礎上，對輔助設備如冷凝冷卻器、

8、再沸器、管道、槽等進行了簡單的核算，并初步選定規(guī)格。</p><p>　　關鍵詞：回流比、精餾、泡點進料、設備、試差 </p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）</p><p>　　第1章 精餾方案的說明．

9、．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）</p><p>　　第1.1節(jié) 操作壓力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）</p><p>　　第1.2節(jié) 進料狀態(tài)．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）</p><p>　　第1.3節(jié) 采用強制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）</p>

10、;<p>　　第1.4節(jié) 塔釜加熱方式、加熱介質．．．．．．．．．．．．．．（8）</p><p>　　第1.5節(jié) 塔頂冷凝方式、冷卻介質．．．．．．．．．．．．．．（8）</p><p>　　第1.6節(jié) 流程說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）</p><p>　　第1.7節(jié) 篩板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．

11、．．．．．．．．（9）</p><p>　　第1.8節(jié) 生產性質及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）</p><p>　　第1.9節(jié) 安全與環(huán)保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）</p><p>　　第2章 烯烴加氫飽和單元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）</p><p>　　第2.

12、1節(jié) 反應機理及影響因素分析</p><p>　　第2.2節(jié) 物料平衡</p><p>　　第2.3節(jié) 能量平衡</p><p>　　第3章 精餾塔設計計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）</p><p>　　第3.1節(jié)塔的工藝計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）</p><p&

13、gt;　　第3.2節(jié)塔和塔板主要工藝尺寸的設計計算．．．．.（25）</p><p>　　第4章 塔的流體力學驗算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）</p><p>　　第4.1節(jié)校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）</p><p>　　第4.2節(jié)負荷性能圖計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34

14、）</p><p>　　第5章 輔助設備選型計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）</p><p>　　第5.1節(jié)換熱器的計算選型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）</p><p>　　第5.2節(jié) 管道尺寸的確定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）</p><p>　　第5.3節(jié) 原料槽、成品槽的確

15、定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）</p><p>　　第6章 設計結果概要及分析討論．．．．．．．．．．．．．．．（45）</p><p>　　第6.1節(jié)數(shù)據(jù)要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）</p><p>　　第6.2節(jié)設計特點．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）</p>&l

16、t;p>　　第6.3節(jié) 存在的問題．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）</p><p>　　參考文獻．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）</p><p>　　符號說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）</p><p>　　附錄1．．．．．．．．．．

17、．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）</p><p>　　附錄2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）</p><p>　　附錄3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）</p><p>　　附錄4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．

18、．．．．．．．．．．．．．．．．（52）</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　本論文是針對工業(yè)生產中苯-甲苯溶液這一二元物系中進行苯的提純精餾方案，根據(jù)給出的原料性質及組成、產品性質及組成，對精餾塔進行設計和物料衡算。通過設計核算及試差等計算初步確定精餾塔的進料、塔頂、塔底操作條件及物料組成。同時對精餾塔的基本結構包括塔的主要尺寸進行了計算和

19、選型，對塔頂冷凝器、塔底再沸器、相關管道尺寸及儲罐等進行了計算和選型。在計算設計過程中參考了有關《化工原理》、《化學工程手冊》、《冷換設備工藝計算手冊》、《煉油設備基礎知識》、《石油加工單元過程原理》等方面的資料，為精餾塔的設計計算提供了技術支持和保證。</p><p>　　通過對精餾塔進行設計和物料衡算等方面的計算，進一步加深了對化工原理、石油加工單元過程原理等的理解深度，開闊了視野，提高了計算、繪圖、計算機的

20、使用等方面的知識和能力，為今后在工作中進一步發(fā)揮作用打下了良好的基礎。</p><p><b>　　精餾方案的說明</b></p><p>　　本精餾方案適用于工業(yè)生產中苯-甲苯溶液二元物系中進行苯的提純。精餾塔苯塔的產品要求純度很高，達99.9％以上，而且要求塔頂、塔底產品同時合格，以及兩塔頂溫度變化很窄(0.02℃)，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際

21、生產過程控制中只有采用靈敏板控制才能達到要求。故苯塔采用溫差控制。</p><p><b>　　操作壓力</b></p><p>　　精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合于在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質反應且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓減壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下

22、能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。</p><p><b>　　進料狀態(tài)</b></p><p>　　進料狀態(tài)直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若采用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預熱器，但塔釜熱負荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制

23、；若采用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進料前預熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。</p><p>　　泡點進料介于二者之間，最大的優(yōu)點在于受外界干擾小，塔內精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設計、制造和操作控制。</p><p>　　采用強制回流（冷回流）</p><p>　　采用冷回

24、流的目的是為了便于控制回流比，回流方式對回流溫度直接影響。</p><p>　　塔釜加熱方式、加熱介質</p><p>　　塔釜采用列管式換熱器作為再沸器間接加熱方式，加熱介質為水蒸汽。</p><p>　　塔頂冷凝方式、冷卻介質</p><p>　　塔頂采用列管式冷凝冷卻器，冷卻介質用冷卻水。</p><p><

25、;b>　　流程說明</b></p><p>　　由于上游裝置沒有后加氫單元，所以在重整反應過程中生成的烯烴會帶到本裝置原料中， 烯烴的存在，會導致苯、甲苯產品的酸洗比色不合格，因此必須進行烯烴的加氫飽和。</p><p>　　本裝置流程包括烯烴加氫反應單元和精餾單元兩部分。</p><p>　　烯烴加氫反應單元：原料經過進料泵加壓后進入換熱器E10

26、1與反應生成油交換熱量后，進入加熱爐L101進行加熱，再進入反應器R101，經過烯烴飽和加氫反應后進入熱交換器E101冷卻后，進入油氣分離器V101，油進入精餾原料中間罐。</p><p>　　本精餾方案采用節(jié)能型強制回流進行流程設計，并附有在恒定進料量、進料組成和一定分離要求下的自動控制系統(tǒng)以保證正常操作。</p><p>　　精餾過程：30OC原料液從原料罐經進料泵進入原料換熱器E10

27、2再經原料預熱器進行預熱進一步預熱至泡點（97.65OC，加熱介質為水蒸汽），溫度升至約97.65oC,從進料口進入精餾塔T101進行精餾，塔頂氣溫度為81.52oC部分冷凝后的氣液混合物進入塔頂冷卻器（冷卻介質為冷卻水），冷凝后的物料進入回流罐V102，然后再通過回流泵，將料液一部分作為回流也打入塔頂，另一部分作為塔頂產品經產品冷卻器進入產品儲罐V103，再經產品泵P104/AB輸送產品。塔釜內液體一部分進入再沸器E103，經水蒸汽加

28、熱后，回流至塔釜，另一部分與原料換熱器換熱后排入甲苯儲罐。在整個流程中，所有的泵出口都裝有壓力表，所有的儲槽都裝有放空閥，以保證儲槽內保持常壓。</p><p>　　第1.7節(jié) 篩板塔的特性</p><p>　　篩板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要優(yōu)點：</p><p>　　（1）結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；</p&

29、gt;<p>　?。?）在相同條件下，生產能力比泡罩塔大20%-40%；</p><p>　?。?）塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；</p><p>　?。?）氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右。</p><p>　　篩板塔的缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。</p>&

30、lt;p><b>　　生產性質及用途</b></p><p>　　1.8.1 苯的性質及用途</p><p>　　苯是一種易燃、易揮發(fā)、有毒的無色透明液體，易燃帶有特殊芳香氣味的液體。分子式C6H6，相對分子量78.11，相對密度0.8794(20℃)，熔點5.51℃，沸點80.1℃，閃點-10.11℃(閉杯)，自燃點562.22℃，蒸氣密度2.77kg/m3

31、，蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)， 標準比重為0.829。蒸氣與空氣混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，與乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇熱、明火易燃燒、爆炸。能與氧化劑，如五氟化溴、氯氣、三氧化鉻、高氯酸、硝酰、氧氣、臭氧、過氯酸鹽、(三氯化鋁+過氯酸氟)、(硫酸+高錳酸鹽)、過氧化鉀、(高氯酸鋁+乙酸)、過氧化鈉發(fā)生劇烈反應，不能與乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成樹脂、合成

32、纖維、藥物和農藥等的重要原料，也可用作動力燃料及涂料、橡膠、膠水等溶劑。質量標準：見表1－1。</p><p>　　表1-1 純苯質量標準（GB/T2283-93）</p><p>　　1.8.2 甲苯的性質</p><p>　　甲苯有強烈的芳香氣味，無色有折射力的易揮發(fā)液體,氣味似苯。分子式C7H8，相對分子質量92.130，相對密度0.866(20℃/4℃)，

33、熔點-95～-94.5℃，沸點110.4℃，閃點4.44℃(閉杯)，自燃點480℃，蒸氣密度3.14 kg/m3，蒸氣壓4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸氣與空氣混合物的爆炸極限為1.27%～7%。幾乎不溶于水，與乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇熱、明火或氧化劑易著火。遇明火或與(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸銀、三氟化溴、六氟化鈾等物質反應能引起爆炸。流速過快(超過3m/s)有產生和積聚靜

34、電危險。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及還原等方法之前染料、醫(yī)藥、香料等中間體及炸藥、精糖。由于甲苯的結晶點很低，故可用作航空燃料及內燃機燃料的添加劑。質量標準：見表1－2。</p><p>　　表1-2 甲苯質量標準（GB/T2284-93）</p><p>　　第1.9 安全與環(huán)保</p><p>　　1.9.1 安全注意事項</p><

35、p>　　苯類產品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應特別注意防火，強化安全措施。</p><p>　?。?）不準有明火和火花，設備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設備的放散管應通入大氣，其管口用細金屬網遮蔽，使貯槽或蒸餾設備中的苯類產品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應設有良好的通風設備，防止苯類蒸汽的聚集。</p><p>　?。?/p>

36、2）所有金屬結構應按規(guī)定在幾個地點上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產生，將引入貯槽中所有管道均應安裝到接近貯槽的底部，電動機應放在單獨的廠房內。</p><p>　?。?）應設有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。</p><p>　　（4）工人進入貯槽或設備進行清掃或修理前,油必須全部放空,所有管道均需切斷,設備應用水蒸汽徹底清掃后才允許進入并注意通風,檢修人員沒有動火證嚴禁

37、在生產區(qū)域內動火。</p><p>　?。?）進入生產區(qū)域或生產無關人員，不得亂動設備和計量儀表等。</p><p>　　（6）及時清除設備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。</p><p>　?。?）泄漏應急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進

38、入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構筑圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā)。用防爆泵轉移至槽車或專用收集器內，回收或運至廢物處理場所處置。</p><p>　　1.9.2 環(huán)境保護</p><p>　　認真執(zhí)行環(huán)境保護方針、政策、堅持污染防治設施與生產裝置同時設計、同時施工、同時投產。現(xiàn)

39、將“三廢”治理措施分析述如下：</p><p>　　（1）廢水：各設備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用，工藝產品分離水送往生化裝置進行處理。設備沖洗水經初步沉淀和油水分離后送入生化處理。</p><p>　　（2）廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。</p><p>　?。?）廢渣：生產過程中生產的廢渣送往回收

40、工段作為原料使用。</p><p>　　定期檢測個生產崗位苯含量和生產下水中各污染均含量，嚴防超標現(xiàn)象的發(fā)生。</p><p>　　烯烴加氫飽和單元分析</p><p>　　2.1 反應機理及影響因素分析</p><p><b>　?。?）反應機理</b></p><p>　　單烯烴 CnH2

41、n+H2→CnH2n+2</p><p>　　雙烯烴 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2</p><p><b>　　環(huán)烯烴 </b></p><p>　　烯烴的加氫飽和反應也為耗氫和放熱反應。</p><p>　　(2) 烯烴的加氫飽和反應過程的影響因素</p><p>　　烯烴的加

42、氫飽和反應過程的影響因素除催化劑性能外，主要有原料性質、反應溫度、反應壓力、氫油比和空速等。</p><p><b>　?、僭闲再|</b></p><p>　　加工烯烴含量較高的原料時，需要較高的反應苛刻度（即較高的反應壓力和反應溫度，較低的反應空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性氣體保護，最好是直接進裝置，避免中間與空氣接觸發(fā)生氧化生成膠質，導致催化劑失活加快。

43、</p><p><b>　?、诜磻獪囟?lt;/b></p><p>　　反應溫度通常是指催化劑床層平均溫度。烯烴的加氫飽和反應是一種放熱反應，提高反應溫度不利于加氫反應的化學平衡，但能明顯提高化學反應速度，提高精制深度。過高的反應溫度會促進加氫裂化副反應的發(fā)生，使產品液體收率下降，導致催化劑上積炭速率加快，降低催化劑使用壽命；反應溫度過低，不能保證將雜質除凈。</

44、p><p>　　在很高溫度下，烯烴飽和度有一個明顯的限制，結果使在高溫操作比低溫操作的產品中有更多的殘存烯烴，當原料中有明顯的輕組分，使用新催化劑時硫化氫與烯烴反應生成醇，在較低溫度下操作可避免硫醇的生成。</p><p>　　根據(jù)催化劑活性和原料油中的烯烴含量，一般預加氫的反應溫度為150～180℃。隨著運轉時間的延長，逐步提高反應溫度，以補償催化劑的活性降低。</p><

45、;p><b>　?、鄯磻獕毫?lt;/b></p><p>　　當要求一定的產品質量時，壓力的選擇主要是考慮催化劑的使用壽命和原料油中的烯烴含量。一般而言，壓力愈高，催化劑操作周期愈長；原料油烯烴含量愈高，選擇操作壓力也愈高。提高反應壓力將促進加氫反應速度，增加精制深度，并可保持催化劑的活性。但壓力過高會促進加氫裂解反應，使產品總液收下降，同時過高的反應壓力會增加投資及運轉費用。</p

46、><p><b>　?、軞溆捅?lt;/b></p><p>　　所謂氫油比是反映標準狀態(tài)時，氫氣流量與進料量的比值?？捎肏2/HC表示。提高氫油比，不僅有利于加氫反應的進行，并能防止結焦，起到保護催化劑的作用。但是，在原料油進料一定的情況下，氫油比過大會減少原料油與催化劑接觸時間，反而對加氫反應不利，導致精制深度下降，產品質量下降，同時也增大了系統(tǒng)壓降和壓縮機負荷，操作費用增

47、加。</p><p><b>　　⑤空速</b></p><p>　　空速指單位（質量或體積）催化劑在單位時間內處理的原料量，簡寫為h-1 ?？账俜譃橘|量空速和體積空速。常用體積空速（LHSV），它的倒數(shù)相當于反應接觸時間，稱為假接觸時間。因此空速的大小意味著原料與催化劑接觸時間的長短?？账龠^大，即單位催化劑處理的原料量越多，其接觸時間應越短，影響了精制深度；空速過小

48、增加了加氫裂解反應，使產品液收率下降，運轉周期縮短，降低了裝置的處理量。</p><p><b>　　2.2 物料平衡</b></p><p>　　烯烴加氫反應單元流程示意圖見圖2-1。</p><p>　　圖2-1 烯烴加氫反應單元流程示意圖</p><p>　　由圖可知，虛線方框中為烯烴加氫反應單元。該單元物料數(shù)據(jù)

49、見下表2-1。</p><p>　　表2-1烯烴加氫反應單元物料數(shù)據(jù) 單位：噸/日</p><p>　　2.3 能量平衡（以加熱爐為例）</p><p>　　2.3.1 原料進出加熱爐數(shù)據(jù)</p><p>　　原料進出加熱爐數(shù)據(jù)見表2-2。</p><p>　　表2-2 原料進出加熱爐數(shù)據(jù)</p&g

50、t;<p>　　注：原料中烯烴含量很少在計算過程中可忽略不計。</p><p>　　2.3.2 加熱爐熱平衡</p><p>　　由表2-2可以知道，原料油經過加熱爐后，熱量增加值為：5.832wkcal/t.</p><p>　　加熱爐需要燃燒瓦斯進行提供。加熱爐用瓦斯組成見表2-3。</p><p>　　表2-3 加熱爐用瓦

51、斯組成及焓值計算表</p><p>　　表3-2中單位為kcal/m3。即瓦斯燃燒后每m3可產生1528.3548kal熱量。假定加熱爐熱效率為80%，每噸進料需要耗用的瓦斯量為：</p><p>　　5.832×10000/（1528.3548×0.80）=47.7m3</p><p>　　第3章 精餾塔設計計算</p><

52、p>　　第3.1節(jié) 塔的工藝計算</p><p>　　3.1.1 物料橫算</p><p>　　操作物質為苯—甲苯混合物，計算各個物性常數(shù)見表2-1</p><p>　　已知: D=10000噸/年 </p><p>　?。?）進料量F 塔頂餾出液D 塔底殘留液W的計算</p><p><b&

53、gt;　　則: </b></p><p><b>　?。?）計算、、</b></p><p><b>　　根據(jù)公式 </b></p><p>　?。?）原料液及塔頂、塔釜產品的品均摩爾質量</p><p><b>　　摩爾流率：</b></p><

54、;p><b>　　同理：</b></p><p><b>　　同理：</b></p><p>　　3.1.2 精餾塔塔頂、塔底、進料板溫度計算</p><p>　　因純苯塔操作屬于常壓操作，兩組分的物理化學性質特別是兩組分的化學結構比較接近，所以該混合物為完全理想體系。</p><p><

55、;b>　　相平衡常數(shù)：</b></p><p><b>　　Ki=</b></p><p>　　式中p—系統(tǒng)的壓力，mmHg</p><p>　　pi0組分的飽和蒸氣壓，mmHg</p><p>　　已知：塔頂操作絕對壓強：P頂=763mmHg</p><p>　　塔釜操作絕對壓

56、強：P釜=933mmHg</p><p>　　查常壓下兩組分的沸點，苯：TA=80.10℃； 甲苯：TB=110.63℃。</p><p>　?。?）塔頂溫度的求取</p><p>　　已知： ，塔頂采用全凝器，</p><p>　　P頂=763mmHg； P底=933mmHg</p><p>&

57、lt;b>　　根據(jù)</b></p><p>　　InPi0=Ai-Antoine公式</p><p>　　查得：苯和甲苯的基礎物性數(shù)據(jù)見表2-2</p><p>　　表2-2苯和甲苯的基礎物性數(shù)據(jù)</p><p>　　采用試差法求塔頂溫度：</p><p>　　a>設塔頂溫度為80.10℃（35

58、3.25K）試差：</p><p>　　PAS=759.96mmHg </p><p>　　PBS=293.27mmHg </p><p>　　KA=PAS/P=759.96/763=0.9960</p><p>　　KB=PBS/P=293.27/763=0.3844</p><p>　　與塔頂氣相相平衡的液相組成

59、：</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　該溫度不符合要求，，>1所設溫度偏低。</p><p>　　b>設塔頂溫度為81.4℃（354.55K）試差：</p><p>　　PAS=790.84mmHg </p><p>　　PBS=306.679mmHg &

60、lt;/p><p>　　KA=PAS/P=790.84/763=1.0365</p><p>　　KB=PBS/P=306.67/763=0.4019</p><p>　　與塔頂氣相相平衡的液相組成：</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　該溫度不符合要求，，>1所設溫度

61、偏高。</p><p>　　c>設塔頂溫度為80.65℃（353.8K）試差：</p><p>　　PAS=772.9155mmHg </p><p>　　PBS=298.8786mmHg </p><p>　　KA=PAS/P=772.9915/763=1.0130</p><p>　　KB=PBS/P=29

62、8.8786/763=0.3917</p><p>　　與塔頂氣相相平衡的液相組成：</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　該溫度不符合要求，。</p><p><b>　　因此，塔頂溫度</b></p><p>　?。?）塔釜溫度的求取</p&

63、gt;<p><b>　　已知： </b></p><p><b>　　根據(jù)</b></p><p>　　InPio=Ai- Antoine公式</p><p>　　設塔釜溫度為117.00℃（390.15K）試差</p><p>　　PAS=2091.51mmHg

64、 PBS=911.0642mmHg</p><p>　　KA= PAS /P=2091.51/933=2.2417</p><p>　　KB= PBS /P=911.0642/933=0.9765</p><p>　　與塔釜液相相平衡的氣相組成：</p><p><b>　　則：</b></p><

65、;p>　　該溫度不符合要求，∑yi〈1所設溫度偏低。</p><p>　　設塔釜溫度為120℃（393.15K）試差</p><p>　　PAS=2249.1604mmHg PBS=988.2522mmHg</p><p>　　KA= PAS /P=2249160/933=2.4107</p><p>　　KB= PB

66、S /P=988.2522/933=1.0592</p><p>　　與塔釜液相相平衡的氣相組成：</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　該溫度不符合要求，∑yi>1所設溫度偏高。</p><p>　　設塔釜溫度為117.77℃（390.92K）試差</p><p>

67、　　PAS=2131.1489mmHg PBS=930.4094mmHg</p><p>　　KA= PAS /P=2131.1489/933=2.28419</p><p>　　KB= PBS /P=930.4094/933=0.99722</p><p>　　與塔釜液相相平衡的氣相組成：</p><p><b>

68、;　　則：</b></p><p><b>　　該溫度符合要求。</b></p><p><b>　　所以塔釜溫度</b></p><p>　?。?）進料板溫度的確定</p><p>　　已知：P頂=763mmHg ； P底=933mmHg </p><

69、p>　　P進料=（P頂+P底）/2=（763+933）/2=848mmHg</p><p><b>　　根椐</b></p><p>　　InPio=Ai-Antoine公式</p><p>　　a>設進料板溫度為97℃（370.15K）試差：</p><p>　　PAS=1244.023mmHg

70、 PBS=509.3056mmHg</p><p>　　KA=PAS/P=1244.023/848=1.4670</p><p>　　KB=PBS/P=509.3056/848=0.6606</p><p>　　泡點進料，與液相相平衡的氣相組成：</p><p><b>　　則：</b></p>

71、<p>　　該溫度不符合要求，∑yi>1所設溫度偏高。</p><p>　　b>進料板溫度為88℃（361.15K）試差：</p><p>　　PAS=963.2939mmHg PBS=382.4742mmHg</p><p>　　KA=PAS/P=963.2939/848=1.136</p><p

72、>　　KB=PBS/P=382.4742/848=0.451</p><p>　　泡點進料，與液相相平衡的氣相組成：</p><p><b>　　則：</b></p><p>　　該溫度不符合要求，∑yi<1所設溫度偏低。</p><p>　　c>設進料板溫度為89.63℃（362.78K）試差：<

73、;/p><p>　　PAS=1010.0721mmHg PBS=403.3343mmHg</p><p>　　KA=PAS/P=1010.0721/848=1.1911228</p><p>　　KB=PBS/P=403.3343/848=0.47563</p><p>　　泡點進料，與液相相平衡的氣相組成：</p&

74、gt;<p><b>　　則：</b></p><p><b>　　該溫度符合要求。</b></p><p><b>　　所以進料板溫度</b></p><p>　　3.1.3 密度、流量的計算</p><p><b>　　由密度公式計算</b&g

75、t;</p><p>　　查得：苯和甲苯的常數(shù)見表2-3</p><p>　　表2-3苯和甲苯的常數(shù)</p><p><b>　　a>塔頂時</b></p><p><b>　　根據(jù)計算</b></p><p>　　氣體：由故平均摩爾質量</p><

76、p><b>　　氣相密度由計算</b></p><p><b>　　b> 塔釜時</b></p><p><b>　　氣體：氣相密度</b></p><p><b>　　c> 進料</b></p><p>　　表2-4進料、塔頂、塔釜流量

77、</p><p>　　3.1.4 回流比的確定</p><p>　　精餾塔操作是在某一適宜回流比下進行的，適宜回流比的數(shù)值在全回流與最小回流比的數(shù)值之間，一般取R=（1.1~2）Rmin，H此取R=1.8Rmin</p><p><b>　　已知： </b></p><p><b>　　揮發(fā)度由公式求?。?l

78、t;/b></p><p><b>　　則: </b></p><p><b>　　泡點進料， </b></p><p><b>　　最小回流比： </b></p><p>　　3.1.5 操作線方程</p><p>　　a>精餾段操作線方

79、程</p><p>　　以第一塊塔板作為計算依據(jù)</p><p><b>　　因為 </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　甲苯和甲苯溫度-組成圖得</p><p><b>　　氣相密度</b></p>&

80、lt;p>　　b>提留段操作線方程</p><p><b>　　泡點進料 </b></p><p><b>　　以塔釜作為計算依據(jù)</b></p><p><b>　　因為 ：</b></p><p><b>　　所以 ：</b></p&

81、gt;<p><b>　　已知塔釜氣相密度</b></p><p>　　表2-5 精餾段、提餾段物性數(shù)據(jù)</p><p>　　3.1.6 理論塔板數(shù)的確定</p><p><b>　　由附圖（1），查得</b></p><p>　　其中精餾段6塊，提留段10塊（包括1個再沸器）<

82、/p><p>　　3.1.7 板效率與實際板數(shù)的計算</p><p><b>　　定性溫度，</b></p><p>　　T在時純組分的粘度查得：</p><p><b>　　對于篩板塔 </b></p><p>　　第3.2節(jié) 塔和塔板主要工藝尺寸的設計計算</p>

83、;<p>　　3.2.1 求取泛點氣速</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　預選 ?。?lt;/b></p><p>　　板間距HT=340mm=0.34m</p><p>　　HL=0.06m=60mm</p><p>　　HT-

84、HL=340-60=280mm</p><p>　　，查液體表面張力共線圖得:</p><p>　　查篩板塔泛點關聯(lián)圖：</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　預選 取：</b></p><p>　　板間距HT=340mm=0.34m<

85、/p><p>　　HL=60mm =0.06mm</p><p>　　HT-HL=340-60=280mm=0.28m</p><p>　　，查液體表面張力共線圖得：</p><p>　　查篩板塔泛點關聯(lián)圖：</p><p>　　3.2.2 塔徑計算</p><p><b>　　這里取 &

86、lt;/b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　則塔徑 </b></p><p>　　根據(jù)標準塔徑圓整為：D=0.8m=800mm</p><p>　　查表得，當塔徑為0.8m時，所設可用，塔橫截面積</p><p><b&g

87、t;　　空塔氣速：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　則塔徑</b></p><p>　　根據(jù)標準塔徑圓整為：D=1.2m=1200mm</p><p>　　查表得，當塔徑為1.2m時，板間距可取400mm，則所設可用。</p>

88、<p><b>　　塔橫截面積</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p>　　3.2.3塔板結構尺寸的設計計算</p><p><b>　　（1）板結構尺寸</b></p><p><b>　　精餾段</b><

89、;/p><p><b>　?、傺唛L</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　②堰高</b></p><p>　　查液流收縮系數(shù)圖得：E=1.046</p><p><b>　　對常壓塔，，所以取</b&

90、gt;</p><p><b>　　則堰高 </b></p><p>　?、劢狄汗芟卵氐剿彘g距離</p><p><b>　　所以取 </b></p><p><b>　　④降液管橫截面積</b></p><p>　　根據(jù) ,查弓形的寬度與面積圖得 &

91、lt;/p><p><b>　　即:</b></p><p><b>　　⑤塔板板面的布置</b></p><p><b>　　a. 安定寬度</b></p><p>　　當D〈1.5m時 ，取</p><p><b>　　b.邊緣區(qū)寬度</

92、b></p><p>　　小塔在30~50mm，取，根據(jù)，</p><p>　　根據(jù)弓形降液管高度查得</p><p>　　由于選用的塔徑不大，因此，設計為單溢流塔板。</p><p>　　c.對于單溢流塔板,鼓泡區(qū)面積</p><p><b>　?、藓Y孔數(shù)目與排列</b></p>

93、;<p>　　規(guī)定塔板上篩孔為正三角形排列</p><p><b>　　取孔徑</b></p><p><b>　　孔間距</b></p><p><b>　　開孔率：</b></p><p><b>　　開孔數(shù)：</b></p>

94、<p><b>　　提留段</b></p><p><b>　?、傺唛L</b></p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　?、谘吒?lt;/b></p><p>　　查液流收縮系數(shù)圖得：E=1.06</p>

95、<p><b>　　對常壓塔，，所以取</b></p><p><b>　　則堰高 </b></p><p>　?、劢狄汗芟卵氐剿彘g距離</p><p><b>　　所以取 </b></p><p><b>　?、芙狄汗軝M截面積</b><

96、;/p><p>　　根據(jù) ,查弓形的寬度與面積圖得 </p><p><b>　　即:</b></p><p><b>　?、菟灏迕娴牟贾?lt;/b></p><p><b>　　a. 安定寬度</b></p><p>　　當D〈1.5m時 ，取</p&

97、gt;<p><b>　　b.邊緣區(qū)寬度</b></p><p>　　大塔在50~75mm，取，根據(jù)，</p><p>　　根據(jù)弓形降液管高度查得</p><p>　　由于選用的塔徑不大，因此，設計為單溢流塔板。</p><p><b>　　c.鼓泡區(qū)面積</b></p>

98、<p><b>　?、藓Y孔數(shù)目與排列</b></p><p>　　規(guī)定塔板上篩孔為正三角形排列</p><p><b>　　取孔徑</b></p><p><b>　　孔間距</b></p><p><b>　　開孔率：</b></p&g

99、t;<p><b>　　開孔數(shù)：</b></p><p><b>　　(2)塔高的計算:</b></p><p><b>　　已知:進料板溫度為</b></p><p><b>　　查圖吉利蘭關聯(lián)圖</b></p><p><b>

100、　　查得: </b></p><p>　　N=7.70（不包括再沸器,查附圖1,N=8）</p><p><b>　　第14塊板進料</b></p><p>　　HD—1.0~2.0m取1.5m NP取4個 </p><p><b>　　取 </b></p><

101、;p>　　第四章 塔的流體力學驗</p><p><b>　　第4.1節(jié) 校核</b></p><p><b>　　4.1.1 板壓降</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　?。?）干板壓降</b></

102、p><p>　　一般塔板厚度，因此取，查干板孔流系數(shù)圖</p><p>　?。?）氣體通過塔板的壓降</p><p>　　（3）液體通過降液管的壓降</p><p><b>　　核對通過</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>

103、<b>　?。?）干板壓降</b></p><p>　　一般塔板厚度，因此取，查干板孔流系數(shù)圖</p><p>　?。?）氣體通過塔板的壓降</p><p>　?。?）液體通過降液管的壓降</p><p><b>　　核對通過</b></p><p>　　4.1.2 降液管液

104、體停留時間</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　4.1.3 霧沫夾帶量驗算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　校核通過</b&g

105、t;</p><p><b>　　提留段</b></p><p><b>　　校核通過</b></p><p>　　4.1.4 塔板嚴重泄漏的校核</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　校核通過</b&g

106、t;</p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　校核通過</b></p><p>　　第4.2節(jié) 負荷性能圖計算</p><p>　　4.2.1 液體流量下限線</p><p><b>　　精餾段</b></p>

107、<p>　　E=1.046 </p><p><b>　　則：</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　E=1.06 </b></p><p><b>　　則：</b></p>&

108、lt;p>　　4.2.2 液體流量上限線</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　4.2.3 漏液線</b></p><p><b>　　精餾段</b></p>

109、<p>　　表3-1漏液線作圖數(shù)據(jù)</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　表3-2漏液線作圖數(shù)據(jù)</p><p>　　4.2.4 過量霧沫夾帶線</p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　表3-3過量霧沫夾帶線作圖數(shù)

110、據(jù)</p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　表3-4過量霧沫夾帶線作圖數(shù)據(jù)</p><p><b>　　4.2.5 液泛線</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p>　　表3-5液泛線作圖數(shù)據(jù)</p

111、><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　表3-6液泛線作圖數(shù)據(jù)</p><p>　　第五章 輔助設備選型計算</p><p>　　第5.1節(jié) 換熱器的計算選型</p><p>　　5.1.1 加熱蒸汽用量與冷卻水量的計算</p><p><b>　

112、　加熱蒸汽用量</b></p><p><b>　?。?）工藝條件</b></p><p><b>　　原料及回流溫度</b></p><p><b>　　(2)熱量衡算</b></p><p>　?、?塔頂苯蒸汽帶出熱量</p><p>&

113、lt;b>　　已知：</b></p><p><b>　　塔頂苯汽熱焓查得：</b></p><p><b>　　則：</b></p><p>　?、?塔底殘液帶出熱量（以甲苯為計算依據(jù)）</p><p><b>　　③ 塔體散熱量</b></p>

114、<p><b>　　聯(lián)合給熱系數(shù)</b></p><p><b>　　為風速，所以,則</b></p><p>　　為塔外表面積,，所以取 </p><p>　　為塔外表溫度，所以取</p><p>　　室外空氣溫度，按冬季室外采暖計算溫度</p><p>&l

115、t;b>　　則</b></p><p><b>　?、?總輸出熱量</b></p><p><b>　　⑤ 原料帶入熱量</b></p><p><b>　?、?回流帶入熱量</b></p><p><b>　　已知:</b></p

116、><p>　?、?塔底再沸器供熱量</p><p>　　間接蒸汽壓力?。ń^對壓強），查得相應飽和水蒸汽溫度為</p><p>　　飽和蒸氣的比汽化焓為</p><p><b>　　冷卻水量的計算</b></p><p><b>　?。?）工藝條件</b></p>&

117、lt;p><b>　　冷凝液出口溫度 </b></p><p><b>　　苯蒸汽進口溫度</b></p><p><b>　　冷卻水進口溫度</b></p><p><b>　　冷卻水出口溫度</b></p><p><b>　?。?）熱

118、量衡算</b></p><p>　　由于塔頂餾出液主要是純苯，因此計算時以苯的有關參數(shù)為準，焓的基準為。</p><p><b>　　冷凝液量 </b></p><p>　?、?苯蒸汽在冷凝段放出熱量</p><p><b>　　查得：時，</b></p><p>

119、;<b>　　時，</b></p><p><b>　　查苯蒸汽的汽化焓</b></p><p><b>　　則：</b></p><p><b>　　苯在冷卻段放出熱量</b></p><p><b>　　② 冷卻水耗量G</b>&

120、lt;/p><p>　　③ 水在冷卻段內溫升</p><p><b>　?、?平均溫差</b></p><p><b>　　a> 冷凝段溫差 </b></p><p><b>　　b> 冷卻段溫差</b></p><p><b>　　則

121、取對數(shù)平均值</b></p><p>　　5.1.2 換熱器的確定</p><p><b>　　換熱面積的計算</b></p><p><b>　　則：</b></p><p><b>　　換熱面積 </b></p><p><b&

122、gt;　　取總轉熱系數(shù) </b></p><p>　　按20％的裕量考慮，實際需換熱面積：</p><p><b>　　選用再沸器規(guī)格為：</b></p><p><b>　　其型號為：</b></p><p>　　即 FA-500-80-16-2</p><p>

123、;<b>　　表4-1</b></p><p><b>　　換熱面積的計算</b></p><p>　?。?）冷凝段換熱面積 </p><p>　　取冷凝段總傳熱系數(shù) </p><p>　?。?）冷卻段換熱面積</p><p>　　冷卻器選用單殼程，溫度修正系數(shù)</p&

124、gt;<p><b>　　查得，，則</b></p><p><b>　　換熱面積 </b></p><p>　　取冷卻段總傳熱系數(shù) </p><p><b>　　則：</b></p><p><b>　　則總傳熱面積：</b></p&

125、gt;<p>　　按25％的裕量考慮，實際需換熱面積：</p><p>　　選用冷凝卻器的規(guī)格為：</p><p><b>　　其型號為：</b></p><p>　　即 FB-600-95-16-2</p><p><b>　　表4-2</b></p><p>

126、;　　第5.2節(jié) 管道尺寸的確定</p><p>　　5.2.1 原料入口管</p><p><b>　　取 </b></p><p>　　5.2.2 塔頂蒸汽管</p><p><b>　　取 </b></p><p>　　5.2.3 再沸器升氣管</p&g

127、t;<p><b>　　取 </b></p><p>　　第5.3節(jié) 原料槽、成品槽的確定</p><p><b>　　5.3.1 原料槽</b></p><p><b>　　取H=1.5D， </b></p><p>　　D=2.658(m) H=3.

128、987(m)</p><p><b>　　5.3.2 成品槽</b></p><p><b>　　按8天存量時間設計</b></p><p>　　D=1.54814m3/h V=1.54814248=297.243m3</p><p>　　每個貯槽按65m3設計，n=297.243/65=4.

129、6(個)</p><p>　　因此，按5個貯槽布置。</p><p>　　第六章 設計結果概要及分析討論</p><p>　　本精餾設計方案從整體上看，設計趨于準確，一般情況下操作安全，操作彈性也比較大，可以完成生產任務的要求。流程中設有自動控制系統(tǒng)可以保證一定的塔效率，輔助設備充分滿足要求，并且在設計中選用了節(jié)能型工藝流程，具有一定的優(yōu)越性。</p>

130、<p>　　第6.1節(jié) 數(shù)據(jù)要求</p><p>　　在計算過程中，數(shù)據(jù)比較精確，大多數(shù)據(jù)采用Excel計算，其中以精餾塔塔頂、塔釜、進料板及進料溫度為代表的試差計算以及第一塊板、塔釜物料流量等重要數(shù)據(jù)的求取。</p><p>　　第6.2節(jié) 設計的特點</p><p>　　在本設計中考慮了能量的綜合利用和能量合理的利用，用塔頂蒸汽預熱原料，一方面

131、為原料的預熱提供了熱量，節(jié)約了水蒸汽的用量，另一方面，本產品本身得到一部分的冷凝，節(jié)約了冷凝水的用量，按每沒m3水為1元，每噸水蒸汽為50元算，每年節(jié)約近5萬元。同時，在整個流程中用氣動閥控制，在操作過程中某一關鍵步驟出現(xiàn)非正常時，自動裝置就會及時反應并自動調節(jié)，避免人為的失誤。在整個操作過程中，主要控制進料版、進料、塔頂、塔釜的回流溫度及壓力。</p><p>　　第6.3節(jié) 存在的問題</p>

132、<p>　　在設計中，由于設計時間較短，只計算了原料泵、再沸器、塔頂冷凝冷卻器。其他的輔助設備泵和換熱器都只是估算。</p><p>　　在選取冷凝器時，用塔頂蒸汽預熱原料的換熱器沒有算，但從熱量衡算中可看出，其熱量很小，所需的換熱器應是一個小型換熱器。</p><p><b>　　第七章 參考文獻</b></p><p>　　1

133、 陳敏恒等.《化工原理》上下冊.化學工業(yè)出版社.2006年5月第3版</p><p>　　2 馮伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業(yè)出版社.1989年10月第1版</p><p>　　3 包丕琴.《華工原理課程設計指導書》.北京化工大學化工原理教研室.1997年4月</p><p>　　4 陳洪鈁.《化工分離過程》，化學工業(yè)出版社，1995年5月第1版

134、</p><p>　　5 陳鐘秀.《化工熱力學》.化學工業(yè)出版社.1993年11月第1版</p><p>　　6 沈復等.《石油加工單元過程原理》上下冊.中國石化出版社.2004年8月第1版</p><p>　　7.劉巍等.《冷換設備工藝計算手冊》.中國石化出版社.2003年9月第1版</p><p>　　8.馬秉騫主編.《煉油設備基礎知識》

135、中國石化出版社.2003年1月第1版</p><p>　　9.周志成等.《石油化工儀表自動化》中國石化出版社.1994年5月第1版</p><p>　　10.田顧慧.《化工設備》中國石化出版社.1996年6月第1版</p><p>　　11.沈復 李陽初.《石油加工單元過程原理》中國石化出版社.2004年8月第1版</p><p>　　12.