化工原理课程设计之苯 甲苯浮阀塔精馏

浮阀精馏塔工艺设计任务书1 工艺要求与数据（1）料液为苯甲苯混合液，含苯40 %（质量分数）（2）XD=94 % XW=3 %（质量分数）（3）年生产能力：7万吨（进料）2 设计条件（1）连续常压操作、中间加料、泡点回流（2）泡点进料（3）年生产时间330天（4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 300 kPa（5）设塔顶冷凝用水进口温度为253 设计内容（1） 精馏流程设计及论证（2） 工艺计算（3） 塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块）（4） 精馏段、提馏段流体力学条件校核（5） 主要辅助设备的选型（再沸器、冷凝器）（6） 控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案4 设计成果（1） 设计说明书（含评价与体会）（2） 设计图纸（画在设计说明书中：流程图、t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图2张）、（画在图纸上：塔盘布置图1张、浮阀塔工艺条件图1张）化工原理课程设计苯-甲苯浮阀塔精馏班级： _姓名： _专业： _目 录绪 论3第一章 设计方案的选择和论证1、设计流程52、设计要求63、设计思路64、相关符号说明7第二章 塔的工艺计算1、基础物性数据92、塔的工艺计算103、逐板计算法求理论板数计算114、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算125、精馏塔的工艺尺寸的计算166、塔板流体力学校核237、塔板负荷性能图278、设计结果一览表319、辅助设备的选型3310、塔附件设计计算34第三章 安全与环保1、安全注意事项382、环境保护39第四章 设计过程的评述和讨论1、回流比的选择392、塔高和塔径403、进料状况的影响404、热量衡算和节能405、精馏塔的操作和调节41结束语 42参考文献 43 绪 论 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。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。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。 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。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。 化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径米，按逐板计算理论板数为12。算得全塔效率为11。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为10，提馏段实际板数为12。实际加料位置在第11块板(从上往下数)，操作弹性为4.5。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用加热蒸汽压力 300 kPa加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。 由于时间仓促，再加上水平有限，书中难免有不妥之处，恳请老师批评指正。 编者 2011/4/20第一章 设计方案的选择和论证1、设计流程本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3精馏工艺流程图2、设计要求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：生产能力大，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。 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。 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，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 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。 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。3、设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图冷凝器与再沸器的选型塔附属设备计算图1-2 设计思路流程图本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。4、相关符号说明Aa塔板开孔区面积,m2； Af降液管截面积,m2；A0筛孔总面积,m2； AT塔截面积,m2；c0流量系数,无因次； C计算umax时的负荷系数,m/sCS气相负荷因子,m/s； d填料直径,md0筛孔直径,m； D塔径,m；ev液体夹带量,kg（液）/kg（气）； ET总板效率,无因次；F气相动能因子,kg1/2/(sm1/2）； F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2) ；g s2； h填料层分段高度,m；h1进口堰与降液管间的水平距离,m； hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd与液体流过降液管的压降相当的液柱；hf 塔板上鼓泡层高度,m；h1与板上液层阻力相当的液柱高度,m； hL 板上清液层高度,m；h0降液管的底隙高度,m； hOW堰上液层高度,m；hW出口堰高度,m； h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度；H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m； HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m； HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m； LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h； Ls 液体体积流量,m3/s；NT理论板层数； P操作压力,Pa；P压力降,Pa； PP气体通过每层筛板的降压,Pa；t筛孔的中心距,m； u空塔气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s； u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s； Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流量,m3/s； Ls液体质量流量,kg/s；vs气体质量流量,kg/s； Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m； Ws泡沫区宽度,m；x液相摩尔分数； X液相摩尔比；y气相摩尔分数； Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m； uF 泛点气速,m/s；下标max最大的； min最小的；L液相的； V气相的液体在降液管内停留时间,s；粘度,mPas； 开孔率或孔流系数，无因次；表面张力,N/m； 密度,kg/m3；第二章 塔板的工艺设计1、基础物性数据 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯甲苯 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-甲苯 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 甲苯 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 甲苯 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 甲苯 2、塔的工艺计算物料衡算：含苯40 XD=94 % XW=3 %（质量分数）年产量7万吨料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数XF=XD=XW =平均摩尔质量：92.13=85.96(kg/kmol)92.13=78.83(kg/kmol)92.13=91.64(kg/kmol)物料衡算生产时间按330天/年F= =102.82(kg/h)而 = = = 0.443=45.55(kmol/h)W=57.27(kmol/h) 根据最少回流比计算式根据工艺条件满足故精馏段操作线方程式为yy= 对于饱和液体进料q=1,原料液进入加料板后全部进入提馏段。即：L45.55+102.82=205.763(kmol/h)3、逐板计算法求理论板数的计算由于采用全凝器泡点回流故代入相平衡方程求出， 所以，所以代入相平衡方程求出，所以代入相平衡方程求出同理可得：通过上述计算可得出：有5层精馏段，7层提馏段（包括再沸器）第六层为加料板。通过摩尔分数，苯与甲苯气液相平衡图可查出：塔底： 平均温度： 由平均温度可在粘度表中查出：苯的粘度甲苯的粘度s mpas3.实际塔板数 精馏段: 块提馏段: 块4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力的计算塔顶的操作压力 每层塔板的压降 进料板压力 精馏段平均压力 塔底压力 提馏段（2）温度 ，根据操作压力通过试差计算P= ,塔顶 , , 精馏段温度, 提馏段温度 (3)平均摩尔质量 塔顶 78.11+(1-0.949) (kg/kmol)78.11+(1-0.883) (kg/kmol)进料板： 78.11+(1-0.5991) (kg/kmol)78.11+(1-0.3770) (kg/kmol)塔 底： 78.11+(1-0.4439) (kg/kmol)78.11+(1-0.01846) (kg/kmol)=(kg/kmol) =(kg/kmol)=(kg/kmol)=(kg/kmol)(4)平均密度计算 气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：塔顶液相平均密度的计算由 ，查液体在不同温度下的密度表得： 进料板液相平均密度的计算由 ，查液体在不同温度下的密度表得 精馏段的平均密度为塔底液相平均密度的计算由，查液体在不同温度下的密度表得 提馏段的平均密度(5)液体平均表面张力的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的计算由 ，查液体表面张力共线图得 进料板液相平均表面张力的计算由 ，查液体表面张力共线图得： 塔底液相平均表面张力的计算由 ，查液体表面张力共线图得： 精馏段平均表面张力提馏段平均表面张力 (6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即塔顶液相平均黏度的计算由 ，查气体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度的计算：由 ，查气体黏度共线图得： 精馏段液相平均黏度精馏段液相平均黏度的计算由 ，查气体黏度共线图得： 提馏段液相平均黏度5、精馏塔工艺尺寸的计算（1）塔径的计算精馏段气液相体积流率精馏段的气、液相体积流率提馏段的气、液相体积流率（2）塔板工艺尺寸计算塔径 空塔气速 精馏段取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值为；由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得 因物系表面张力为时的C:取安全系数为0.7，则空塔气速按标准塔径圆整 塔截面积为 精馏段取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为根据以上数据,由史密斯关联图查得 因物系表面张力为时的C:取安全系数为0.7，则空塔气速7按标准塔径圆整 。塔截面积 塔的有效高度Z精=（N精-1）*HTZ提=（Z提-1）*HT故精馏塔的有效高度为:Z=4.05+4.95=9m(3)塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。堰长 取 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1.02，则取板上清液层高度故弓形降液管宽度和截面积：由 ，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度塔板布置与浮阀数目及排列塔板的分块，因，故塔板采用分块式；查塔板块数表得塔极分为3块。选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm精馏段计算取阀孔动能因子F0=12孔速 浮阀数 边缘区宽度确定取，开孔区面积计算。开孔区面积计算其中 故 估算其排间距hh=按t=75mm，t=0.1m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数140个按N=140重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因数F0变化不大，仍在912范围内塔板开孔率%提馏段堰长lw取堰长l出口堰高hwLh=3600=3600/h =故采用平直堰：堰上高度近似取故：降液管的宽度wd与降液管的面积Af由：查化工设计手册得：故wAA停留时间：5s）符合要求降液管底隙高度h0 塔板布置及浮阀数目、浮阀排列取阀孔动能因子：F0=12孔速：浮阀数：取无效区宽度：w安定区宽度：w开孔区面积： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式估算排间距h=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列阀孔。实际孔数为： 阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。%6、塔板流体力学校核精馏段气相通过浮阀塔板的压力降干板阻力计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为换算成单板压降(设计允许值)提馏段气相通过浮阀塔板的压力降干板阻力计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上液层高度 所以依式计算液体表面张力所造成的阻力由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为换算成单板压降(设计允许值)精馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd=取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求提馏段计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd=取=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.047m，则可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求液沫夹带精馏段液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。提馏段液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内泛点率的计算时间可用式：和塔板上液体流程长度塔板上液流面积苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，,取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以能满足的工艺的要求。严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。7、塔板负荷性能图 （1）雾沫夹带线精馏段按泛点率=80%计上式整理得：00270031151141提馏段按泛点率=80%计上式整理得： 00250030151141（2）液泛线精馏段(HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+）【 化简整理得： 0011820提馏段(HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw)= + +（ 1+）【 化简整理得： 0011870（3）液相负荷上限线 精馏段 提馏段求出上限线液体流量的值以降液管内停留时间t=5s 则；（4）漏液线：对于F1型重阀精馏段：由可得： 提馏段：由可得：(5)液相负荷下限线(精馏段 提馏段)对于平直堰，取堰上液层高度将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。操作线交严重漏液线于点A，过量雾沫夹带线于点B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线及过量雾沫夹带线的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得该塔的操作弹性。 精馏段操作弹性:K= 精馏段操作弹性: K=8、设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度tm2平均压力Pmkpa3平均流量气相Vsm3/s4液相Lsm3/s5实际塔板数Np块10126塔的有效高度Zm4.05 7塔径Dm1.4 1.40 8板间距Hm9塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s11溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm13溢流堰高度hwm14板上液层高度hLm16安定区宽度Wsm17开孔区到塔壁距离Wcm18开孔区面积Aam219阀孔直径dm20浮阀数个n个14014021阀孔气速u0m/s22阀孔动能因数F0121223开孔率%24孔心距tm25排间距tm26塔板压降Pkpa27液体在降液管内的停留时间ts18928底隙高度hom30泛点率，%4831液相负荷上限Ls maxm3/s32液相负荷下限Ls minm3/s33气相负荷下限Vs minm3/s34操作弹性9、辅助设备的选型（1）冷凝器的选型本设计冷凝器选用管壳式全凝器原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。取进口（冷却水）温度为t1=25(夏季)；冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取出口温度t2=35。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的用量塔顶温度tD= 冷凝水t1=25 t2=35 =则由tD= 查液体比汽化热共线图得塔顶被冷凝量 冷凝的热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量(3)选用釜式再沸器塔底温度tw= 用t0=的蒸汽，釜液出口温度t1=则 由tw= 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.1 m3/S 密度则取传热系数K=900W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量10、塔附件设计计算接管(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。F=8838.4Kg/h , 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格573.5 则管内径d=50mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度 则液体流量：取管内流速则回流管直径可取回流管规格574.5 则管内直径d=48mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则整齐体积流量 取管内蒸汽流速则可取回流管规格32512 则实际管径d=301mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管平均摩尔质量体积流量 取管内流速 则可取回流管规格453 则实际管径d=39mm塔顶蒸汽接管实际流速 (5)塔釜进气管V=148.49 相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量 取管内蒸汽流速 则可取回流管规格2378 则实际管径d=257mm塔顶蒸汽接管实际流速(6)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰进料管接管法兰：PN6DN50 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法兰：PN6DN40 HG 5010塔顶蒸汽管法兰：PN6DN300 HG 5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN250 HG 5010筒体与封头(1)筒体 向上圆整为 所用材质为16MnR(2)封头选用封头 DN14006，J13-1154(3)进料位置 取板间距1200mm(4)裙座由于裙座内径800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：基础环外径：圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取2.2m， 地角螺栓直径取M22采用Q-235B人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN500mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个。塔总体高度的设计塔的顶部空间高度为1200m （取除味器到第一块板的距离为600mm）塔总体高度H=H+H第三章 安全与环保1、安全注意事项苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。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剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。2、环境保护认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。第四章 设计过程的评述和讨论1、回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.33，我取的回流比R=Rmin=。2、塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为13.04m。3、进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。4、热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：选择经济合理的回流比；回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可确保过程能耗为最低。5、精馏塔的操作和调节对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳定；2)进出塔系统物料平衡和稳定；3)进料组成和热状况稳定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；6)塔系统和环境间散热稳定等。结束语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 在此，特别感谢化工原理教研室的于津津老师以及我的组员，通过与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢！参考文献1陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计M.上海：华东理工大学出版社，2005、42刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计M.山东：石油大学出版社，2001、53贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2002、84路秀林、王者相.塔设备M.北京：化学工业出版社，2004、15王明辉.化工单元过程课程设计M.北京：化学工业出版社，2002、66夏清、陈常贵.化工原理（上册）M.天津：天津大学出版社，2005、17夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、1气液传质设备M。北京：化学工业出版社，1989、710化工单元操作、谭平主编。-北京：化学工业出版社，2010、8工业水车辆制冷与空调第二次作业参考答案车辆隔热壁、制冷方法与制冷剂、蒸汽压缩式制冷一简答题1. 什么是隔热壁的传热系数？它的意义是什么？答：隔热壁的传热系数指车内外空气温度相差1时，在一小时内，通过一平方米热壁表面积所传递的热量。可以概括为单位时间、单位面积、单位温差传递的热量。 它可以表示出车体隔热壁允许热量通过的能力，愈大，在同样的传热面积与车内外温差的情况下，通过的热量就愈大，隔热性能就愈差。2. 热量是如何从隔热壁一侧的空气中传至另一侧空气的？答：热量从隔热壁一侧的空气中传至另一侧的空气中，其传热过程可以分为：1）表面吸热热量从一侧的空气中传至隔热壁的一侧表面；2）结构透热热量从隔热壁的一侧表面传至另一侧表面；3）表面放热热量从隔热壁另一侧表面传至另一侧的空气中。3. 如何改善隔热壁的性能？答：（1）尽可能减少热桥；（2）不同材料必须完全密贴；（3）减少漏泄；（4）选用隔热性能较好的材料。4. 蒸汽压缩制冷循环系统主要由哪些部件组成，各有何作用？答：在蒸汽压缩制冷循环系统中，蒸发器、冷凝器、压缩机和节流阀是制冷系统中必不可少的四大件。蒸发器是输送冷量的设备。制冷剂在其中吸收被冷却物体的热量实现制冷。压缩机是心脏，起着吸入、压缩、输送制冷剂蒸汽的作用。冷凝器是放出热量的设备，将蒸发器中吸收的热量连同压缩机功所转化的热量一起传递给冷却介质带走。节流阀对制冷剂起节流降压作用、同时控制和调节流入蒸发器中制冷剂液体的数量，并将系统分为高压侧和低压侧两大部分。实际制冷系统中，除上述四大件之外，常常有一些辅助设备，如电磁阀、分配器、干燥器、集热器、易熔塞、压力控制器等部件组成，它们是为了提高运行的经济性，可靠性和安全性而设置的。5. 蒸发器内制冷剂的汽化过程是蒸发吗？蒸发与沸腾有什么区别？答：是。蒸发是汽化的一种形式，只在液体表面发生，而沸腾是汽化的又一种形式是在液体内部和表面同时发生的。 液体蒸发在任何温度下都能进行,且只在液体表面进行。 液体沸腾是在一定温度下发生的剧烈的汽化现象。液体沸腾时要吸热，但液体温度保持不变。6. 制冷剂在蒸汽压缩制冷循环中，热力状态是如何变化的？答：制冷剂蒸汽由蒸发器的末端进入压缩机吸气口时，压力越高温度越高，压力越低温度越低。制冷剂蒸汽在压缩机中被压缩成过热蒸汽，压力由蒸发压力P0升高到冷凝压力Pk。为绝热压缩过程。外界的能量对制冷剂做功，使得制冷剂蒸汽的温度再进一步升高，压缩机排出的蒸汽温度高于冷凝温度。过热蒸汽进入冷凝器后，在压力不变的条件下，先是散发出一部分热量，使制冷剂过热蒸汽冷却成饱和蒸汽。饱和蒸汽在等温条件下，继续放出热量而冷凝产生了饱和液体。饱和液体制冷剂经过节流元件，由冷凝压力Pk降至蒸发压力P0，温度由tk降至t0。为绝热膨胀过程。 以液体为主的制冷剂，流入蒸发器不断汽化，全部汽化变时，又重新流回到压缩机的吸气口，再次被压缩机吸入、压缩、排出，进入下一次循环。7. 制冷剂在通过节流元件时压力降低，温度也大幅下降，可以认为节流过程近似为绝热过程（即与外界没有热量交换），那么制冷剂降温时的热量传给了谁？用于干什么？答：这个过程中热量传给了自身，使部分制冷剂液体汽化成蒸汽。8. 单级蒸汽压缩式制冷理论循环有哪些假设条件？答：理论循环假定： 假设进入压缩机的为饱和蒸汽，进入节流阀的为饱和液体； 假设压缩过程是等熵过程，节流过程是等焓过程； 假设蒸发与冷凝过程无传热温差； 假设除两大换热器外，系统与外界无热交换； 假设制冷剂无流阻损失。9. 什么叫液体过冷？液体过冷对循环各性能参数有何影响？、答：过冷液体：当冷凝剂在冷凝器中被冷凝成液体后，如果液体继续向外放热，制冷剂的温度就会低于饱和温度（对应于冷凝压力的冷凝温度），低于饱和温度的制冷剂液体称为过冷液体。液体过冷对循环各性能参数的影响： 使单位制冷量增大； 使单位容积制冷量增大； 单位功保持不变； 使制冷系数增大。总之，制冷剂液体的过冷有利于制冷循环，可提高制冷循环经济性。10. 试写出制冷剂R11、R115、R32和R12、Rl2B1的化学式。答：R11: CFCL3 R115: C2F5CL (注意区分：R1150：C2H4)R32: CH2F2 R12: CF2Cl2Rl2B1：CF2CLBr11. 试写出CF3Cl、CH4、CHF3、C2H3F2Cl、H2O、CO2的编号。答： CF3CL：R13 CH4: R50 CHF3：R23 C2H3F2Cl: R142BH2O：R718 CO2：R744 12. 写出与下列制冷剂的符号规定式相对应的化学分子式(要求写出过程)（1）R22 （2）R134 答：（1）R22符号规定式通式为R（m-1）（n+1）x m-1=2 n+1=2 x=2所以m=1 n=1 x=2符号规定式通式为：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=2+2-1-2=1 所以R22的符号规定式为CHCIF2 （2）R134符号规定式通式为R（m-1）（n+1）x m-1=1 n+1=3 x=4所以m=2 n=2 x=4 符号规定式通式为：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=4+2-2-4=0 所以R134的符号规定式为C2H2F413. 单级蒸汽压缩式制冷实际循环与理论循环有何区别？答：单级蒸汽压缩式制冷实际循环与理论循环的区别：在实际循环中存在：（1）制冷剂在流动过程中会产生阻力压降；（2）蒸发器出口蒸汽过热（3）冷凝器出口液体过冷；（4）压缩机压缩空气的过程不等熵。与理论循环相比，实际循环单位实际压缩功增大，而压缩机实际输气量减小。14. 什么叫有效过热？什么叫有害过热？有效过热对哪些制冷剂有利，对哪些制冷剂不利？答：有效过热：即吸入蒸汽的过热量全部来自冷藏货物间内的吸热。如果吸入蒸汽的过热发生在蒸发器本身的后部，或者发生在安装于被冷却室内的吸气管道上，或者发生在二者皆有的情况下，那么因过热而吸收的热量来自被冷却空间，如吸入蒸汽的过热热全部来自冷藏货物间或客车室内的西热，因而产生了有用的制冷效果。这种过热称之为“有效”过热。有效过热对R502 R600a R290 R134a等制冷剂有利，而对R22 和Nh3等制冷剂不利。有害过热：吸入蒸汽的过热全部来自冷藏货物间外。由蒸发器出来的低温制冷剂蒸汽，在通过吸入管道进入压缩机前，从周围环境中（如冷藏货物间之外）吸取热量而过热，制冷剂所增加的吸热量q0r并没有对冷却对象产生任何制冷效应，即没有提高制冷装置的有效制冷量，习惯上称这种过热为“无效”过热。在这种吸气过热时，过热度越大，制冷系数和单位容积制冷