苯-甲苯浮阀塔精馏课程设计.doc

1、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（常温），含苯55%（质量分数）（2)XD=98。5 % XW=1。5(摩尔分数）（3）进料量:4000kg/h2 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)设塔顶冷凝用水进口温度为20（4）全塔热损失为塔釜热负荷的7%3 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、2） 设计图纸（画在设计说明书中：流程图、txy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） 目 录第一章 设计方案的选择和论证51、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91、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 设计过程的评述和讨论391、回流比的选择392、塔高和塔径403、进料状

3、况的影响404、热量衡算和节能405、精馏塔的操作和调节41第一章 设计方案的选择和论证1、设计流程泡点进料，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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐.2、设计要求生产能力大， 效率高,流体阻力小 ，有一定的操作弹性，  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3、设计思路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12 设计思路流程图本设计采用连续精馏操作方式

4、、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1。7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。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/(s·m1/2); F0- 筛孔气相动能因子,kg1/2/（s·m1/2） ；g重力加速度，9。81m/ s2； h-填料层分段高度,m;h1进口

5、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

6、,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,mPa

7、·s； -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0。6380.4850。3810。3080.2550。215甲苯0.7580.580。4590。3730.3110。2640.228 表12 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857。3836.6815。0792。5767.9甲苯885。6867。0848.2829。3810。0790。3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028。80

8、26.2523.7421.2718.8516.49甲苯30。8928.5426。2223.9421。6919.4917。34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72。789。7104.8118。1甲苯93。3113。3131。0146.6 表15 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431。1420.0407。7394。1379.3363.2甲苯 412。7402。1391.0379.4367。1354.2 表1-6 苯、甲苯两组分平衡与温度的关系（760mmHg） 笨的摩尔分数 温度 液相 气相 0 0110。6 8.8 21.2106.1 20.0

9、 37.0102。2 30。0 50。098.6 39。7 61.895。2 48.9 71.092.1 59.2 78。989.4 70.0 85.386.8 80。3 91.484.4 90。3 95.782.3 95。0 97.981.2 100。0 100。080。2苯的沸点为80.04，甲苯的沸点为110。61.在80.04-110.61间分成八段： 1-7 苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据t80.0484.088。0 92。096.0100.0104.0108.0114。0PAo101。325113.296127。558143。686160。481179.141199.268221.

10、127232。990PBo39.98744.38550.58357。58165.64574。50983。30693。902101.300x1.0000。8230.6590.5080。3760.2560.1550。0580。000y1。0000。9220。8300。7200.5960.4530。3040.1280。0002。5342。5532。5222.4952。4452.4042。3922.3552.300求出相对挥发度的平均值：=（2。534+2。553+2。522+2。495+2.445+2.404+2.392+2.355）/8= 2.4622、塔的工艺计算(1）物料衡算： F中含苯55

11、（质量分数） =0.592 XD=0.985 XW=0.015平均摩尔质量：F=0.592×78.11+0。408×92。13=83。83(kg/kmol）F=4000（kg/h)=m/MF=47。72(kmol/h)而 = =0.595D=47。72×0。595=28.3934（kmol/h）W=19。3266(kmol/h）(2） 最少回流比要求泡点进料，故q=1,由：yq= Xq XF（q1）xe= XF=0。592苯甲苯为理想物系，由前得相对挥发度 =2.462，则： y= ye=0.781最小回流比Rmin：= (XDye）（XD Xe)Rmin = 1

12、。08 （此处操作回流比取最小回流比的1.7倍）R = 1.7Rmin = 1。836 故精馏段操作线方程式为y已知操作条件下，苯-甲苯混合液的平均相对挥发度a=2.462y= 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。L=L+qF= L+F=RD+F=1。836×28.3934+47。72=99。85（kmol/h）提馏线方程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xD=代入相平衡方程求出， 所以，所以代入相平衡方程求出=0.932，所以代入相平衡方程求出=0。885同理可得:通过上述计算可得出：有7层精馏段,7层提馏段（包括再沸器）第七层为加料板。通

13、过摩尔分数,苯与甲苯气液相平衡图16可查出由=0.985用内插法根据苯-甲苯二元物系的汽-液平衡组成可得苯-甲苯混合蒸汽冷凝温度（即塔顶温度）tD,同理可得塔底温度: tD =80.91 tW =109。83平均温度： 95。37 由平均温度可在粘度表中查出:11苯的粘度甲苯的粘度0。267mpa·s0.275mpa·s = (顶 +底) / 2 = 0.271 mPa·S全塔效率 ET =0.49（)-0。245 =0.543.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

14、力 精馏段平均压力 塔底压力 提馏段（2）温度 塔顶 ， ， 精馏段温度， 提馏段温度（3)平均摩尔质量 塔顶 =0。985×78.11+（1-0.985) ×92。13=78。83(kg/kmol)=0。964×78。11+（10。964） ×92.13=78。61(kg/kmol)进料板： =0。779×78.11+(1-0.779） ×92。13=81.21（kg/kmol)=0。589×78。11+（1-0.589) ×92。13=83。87（kg/kmol）塔 底: =0.036×78。11+（

15、1-0。036） ×92.13=91。63(kg/kmol）=0。0149×78.11+(10.0149) ×92。13=91.92(kg/kmol）=80.02（kg/kmol） =81。24（kg/kmol)=87。89（kg/kmol）=86.42(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

16、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）气液流量计算精馏段气液相体积流率

17、 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 1。）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,则空塔气速查C20=0。083，=0.0836，=1.37取安全系数0。7，=0。959按标准塔径圆整 塔截面积为 2。)提馏段取板间距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

18、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 塔的有效高度Z精=（N精-1）×HT=12×0。45=5。4mZ提=(Z提1）×HT=11×0。45=4。95m故精馏塔的有效高度为：Z=5.4+4。95=10.35m（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。1）精馏段计算堰长 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=1.0，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

19、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，,故塔板采用分块式；查塔板块数表得塔极分为4块.选用F1型重阀,阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm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 筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0。075m估算其排间距t't=考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取t=65mm=0。65m按t=75mm，t=0.65m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数

20、82个按N=82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2)提馏段堰长lw取堰长lw=0。7×1.0=0.7出口堰高hwLh=3600=3600×0.0031=11。16/h =采用平直堰：堰上高度近似取E=1.0故：=0。070。018=0。052m降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由：查得：故Wd=0.15D=0.15×1。0=0.15mAf=0。09At=0.09×0。785×1。0=0.07065m停留时间:5s）符合要求降液管底隙高度h0 符合塔板布置及浮阀数目、浮阀排列取阀孔动能因子:F0=1

21、2孔速：浮阀数：取无效区宽度：Wc=0。05m安定区宽度： Ws=0.06m开孔区面积： 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式取同一横排的孔心距t=75mm=0。075m则估算排间距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1.)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

22、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）2.)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)液泛1.)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气体通

23、过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.074m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 Hd=板上液层高度,前已选定hl=0.07m则Hd=0.074+0.07+0.00058=0。1498m取=0.5 又已选定HT=0.45m,hw=0。059m，则（HT+hw)=0.5×（0。45+0.059）=0。2545m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求2.)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气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.076m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰故 H

24、d=板上液层高度，前已选定hl=0.07m则Hd=0.076+0.07+0。00014=0。146m取=0。5 又已选定HT=0.45m，hw=0.052m，则(HT+hw)=0.5×（0。45+0。052）=0.251m可见Hd(HT+hw）,符合防止淹塔的要求液沫夹带1。）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，K=1.0，取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为=48.02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

25、果可知，其泛点率都低于80,所以能满足的工艺的要求.2.）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，K=1.0，取泛点负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为=49.5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1.精馏段）按泛点率=80%计上式整理得:000060

26、00121061052。提馏段）按泛点率=80计上式整理得： 0001000240.980。96(2）液泛线1.)精馏段(HT+hw）=由此确定液泛线方程：(HT+hw）= + +( 1+） 化简整理得: 000060.00131.251.222.）提馏段（HT+hw)=由此确定液泛线方程：(HT+hw）= + +（ 1+）【 化简整理得： 00010.00241131。09（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=0.

27、006作为最小液体负荷标准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.求得该塔的操作弹性。 精馏段操作弹性：K= 提馏段操作弹性: 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tm85.1699。622平均压力Pmkpa109。85118.63平均流量气相Vsm3/s0。6070。584 4液相Lsm3/s0.00150.00315实际塔板数Np块13126塔的有效高度Zm5.44。957塔径Dm1。4 1.40 8板间距Hm0.450.459塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s0。770.

28、73911溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.70.713溢流堰高度hwm0.0590.05214板上液层高度hLm0。070。0715安定区宽度Wsm0.060。0616开孔区到塔壁距离Wcm0。050。0517开孔区面积Aam20。480。4818阀孔直径dm0.0390.03919浮阀数个n个828220阀孔气速u0m/s6。25.9621阀孔动能因数F0121222开孔率%12.4712。4723孔心距tm0。0750。07524排间距tm0。0650。06525塔板压降Pkpa0。63990。65926液体在降液管内的停留时间ts21。210。2527底隙高度hom0。

29、0480。04628泛点率，48.0250.729液相负荷上限Ls maxm3/s0。00640。006430液相负荷下限Ls minm3/s0.00060.000631气相负荷下限Vs minm3/s0。285026932操作弹性3.613。339、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

30、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=82.74 冷凝水t1=25 t2=35 =80。1则由tD=82.74 查液体比汽化热共线图得又气体流量Vh=1.14m3/S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=110.54 用t0=133。3的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6则 由tw=110.54 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

31、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 ， =800.4Kg/ 则体积流量 管内流速则管径取进料管规格57×3.5 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57×4。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325×12 则实际管径d=301mm塔顶蒸汽接管实际流速（4)釜液排出管塔底w=57.27k

32、mol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量 取管内流速 则可取回流管规格45×3 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237×8 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 H

33、G 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 封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1400mm， 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm,直边高度h0=40mm,内表面积F封=3。73m2 容积V封=0.866m3选用封头 DN1400×6，J131154(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Q235B人孔数

34、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)塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取塔底空间为1.45m塔总体高度H=H+H+H裙+H封+h顶=1.45+9+2.2+0.49+1。2+1。2=15。54m第三章 安全与环保设计过程的评述和讨论1、安全注意事项苯

35、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

36、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

37、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

38、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=1。7Rmin=2。26。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

39、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，

40、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