苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计-化工课程设计

济南大学课程设计-41-济南大学课程设计用纸设计说明本次设计的任务是利用连续精馏装置，分离苯-甲苯二元混合液。其生产能力为60000吨/年，料液组成xAF=0.35，产品要求xAD=0.98，xAW=0.02。原料入塔温度为60℃。本次设计主要进行分离精馏工艺设计及筛板精馏塔的相关计算设计，主要包括塔直径、实际塔板数、实际进料板位置、板间距、塔顶空间高度、塔底空间高度、塔总高度，同时表达出塔体上的各种开孔情况，并且列出管口表。绘制相关工艺流程图。关键词：连续精馏；筛板塔；苯-甲苯；精馏塔1设计概述1.1设计的目的（1）查阅资料，选用公式和搜集数据的能力；（2）综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型；（3）迅速准确进行工程计算的能力；（4）用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。1.2塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。1.3塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。1.4板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.4.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。1.4.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（20％－40％）（2）.塔板效率高（10％－15％）（3）.压力降低（30％－50％）而且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装维修都比较容易[1]。1.4.3浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。2设计方案的确定及流程说明2.1塔类型的选用本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，此次设计选用筛板塔。筛板塔，是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。2.2装置流程说明精馏装置有精馏塔、原料预热器、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。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泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，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。工艺流程图如下图：图2.1连续精馏装置工艺流程图3设计方案中参数的确定设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。3.1操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：⑴压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。⑵考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。⑶真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。此处选择在常压下操作。3.2进料热状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（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，宜采用气态进料。3.3加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。3.4冷却方式 用常温水做冷却剂是最经济的，水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。3.5回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1∽2倍，即R＝（1.1∽2）Rmin；在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。3.6热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。其次，采用合适的回流比，采用蒸馏系统的合理设置，如采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，也都可以有效地提高精馏塔的热力学效率。4板式精馏塔的工艺计算4.1物性数据表4.1常压下苯和甲苯的气液平衡数据温度液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由《化学化工物性数据手册》P305可知：由表2数据可以得出苯-甲苯的t-x-y图，如图4-1所示：塔顶：，χD=0.98，查表得温度tD=81.11℃进料：χF=0.35，查表得温度tF=95.58℃塔釜：，χw=0.02，，插值求得tw=109.38℃由《化学化工物性数据手册》P305可知：由表2数据可以得出苯-甲苯的t-x-y图，如图4.1所示。图4.1苯-甲苯的t-x-y图表4.2液体的表面张力项目数值温度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：表4.3苯与甲苯的液相密度项目数值温度(℃)8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：表4.4液体粘度µ项目数值温度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2284.2精馏塔的物料衡算F＝8333kg/h（60000吨/年）1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率塔顶：χD=0.98进料：χF=0.35塔釜：χw=0.02平均分子量苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量塔顶：进料：塔釜：3）物料衡算原料处理量F=总物料衡算W+D=95.53（1）易挥发组分物料衡算（2）联立上式（1）、（2）解得：，，则馏出液的采出率釜残液的采出率W/F=4）q线方程计算表4.5苯-甲苯的摩尔热容温度℃050100150苯(kJ/kmol/℃)72.789.7104.8118.1甲苯(kJ/kmol/℃)93.3113.3131146.6表4.6苯-甲苯的汽化潜热温度℃20406080100120苯(kJ/kg)431.1420407.7394.1379.3363.2甲苯(kJ/kg)412.7402.1391379.4367.1354.2泡点（y）-组成（x）的关系式：y=-19.62x3+44.95x2-55.78x+110.3由于χF=0.35的苯-甲苯泡点为95.44℃，平均温度为 此温度下苯的摩尔热容CmA：求得CmA=98.07kJ/kmol/℃苯的摩尔汽化潜热rA：因此，rA=395.65kJ/kg=395.6578.11=30904kJ/kmol甲苯的摩尔热容：求得=123.02kJ/kmol/℃甲苯摩尔汽化潜热rB：求得rB=380.7kJ/kg=380.792.14=35078kJ/kmol比较苯与甲苯的摩尔汽化潜热可知，系统满足恒摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容=98.070.35+123.020.65=114.29kJ/kmol/℃平均汽化热=309040.35+350780.65=33617.1kJ/kmolq线方程4.3塔板数的确定4.3.1塔板数的计算在本设计中，因苯—甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：（1）根据苯－甲苯的气液平衡数据作x-y图及t-x-y图（如下图所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表2，通过表在t-x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（、）、e点（、）、a点（、）三点；图4.2苯-甲苯的x-y图求最小回流比及操作回流比。计算得q=1.12，其q线方程为：yq=9.33xq-2.92xF=0.35，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线（a）的交点坐标为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：求相对挥发度α：苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.63℃当温度为80.1℃时解得：当温度为110.63℃时解得：则有根据操作回流比R=1.1～2Rmin，分别取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。（用简捷法求理论板数）在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算其中，，因为因为，塔顶温度为81.11℃，塔底温度为109.38℃，查得的安托因常数：对于苯，其常数A,B,C分别为6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数A,B,C分别为6.07954，1344.8，219.482。塔顶，所以塔顶的挥发度为塔底，所以塔顶的挥发度为所以所以Nmin下面以R=1.8Rmin进行计算为例，R=1.8*1.68=3.024，(R-Rmin)/(R+1)=(3.024-1.68）/(3.024+1)=0.3340(N-Nmin)/(N+2)=因为Nmin=7.57,所以理论塔板数N=12.723≈14由上求得R=3.024,α=2.5，则q线方程为精馏段方程为（b）R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+(q-1)（xD-xW)/(xD-xF)=所以提馏段的操作线方程为理论板数计算：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如下：y1=xD=0.98相平衡x1=0.951y2=0.959x2=0.905y3=0.92x3=0.821y4=0.860x4=0.710y5=0.778x5=0.584y6=0.682x6=0.462y7=0.591x7=0.366y8=0.519x8=0.301<XF=0.35y9=0.425x9=0.228y10=0.320x10=0.158y11=0.137x11=0.060y12=0.077x12=0.032y13=0.037x13=0.015<xW=0.02总理论塔板数为13（不包括再沸器），精馏段理论板数为7，第8板为进料板。4.3.2全塔效率依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，由图b可得，塔顶温度为80.95℃，塔底温度为109.25℃，求得塔平均温度为：℃，该温度下进料液相平均粘度为：则4.3.3实际塔板数精馏段：提馏段：故实际塔板数：（层）5塔的工艺条件及有关物性数据计算5.1操作压强塔顶操作压力，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为：；塔底压力为：；故精馏段平均操作压力为：；提馏段平均操作压力为：；5.2操作温度之前已经求得，得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：；提馏段的平均温度：；5.3平均分子量由逐板计数法可知,,,塔顶：，由相平衡方程，可得出进料板：，塔底：则精馏段平均分子量：，提馏段平均分子量：，5.4平均密度1）气相密度2）液相密度塔顶平均密度的计算根据主要基础数据表2.3，由内插法得：，，由（为质量分率）故塔顶：因为，即；进料板平均密度的计算同上，由内插法可得进料板温度下对应的苯和甲苯的液相密度：进料板，由加料板液相组成故塔釜平均密度的计算由内插法可得：塔底：，即;故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：5.5液体表面张力根据主要基础数据表2.4，由内插法得：,，,，，。则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：5.6液体粘度根据主要基础数据表5，由内插法得：,，,1，,。故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度5.7求精馏塔的气液相负荷精馏段：提馏段：6精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径的计算精馏段:之前已计算得精馏段的气液相体积率为塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6.1板间距与塔径关系塔径DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查《化工原理》天津出版社（下册）图3—5史密斯关联图，可得依式精馏段液相平均表面张力为时，可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则空塔气速故。按标准,塔径圆整为1.3m,塔截面积为所以实际空塔气速为提馏段：之前已求得查《化工原理》天津出版社（下册）图3—5史密斯关联图，可得；依式提馏段液面平均表面张力为时可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则故。按标准,塔径圆整为1.5m,塔截面积为所以实际空塔气速为6.2溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为0.66D，即（2）出口堰高：由；查《化工原理》天津出版社（下册）图3—8液流收缩系数计算可知：Ｅ为1,由得：精馏段：故；提馏段：故；(3)降液管的宽度与降液管的面积：由查（《化工原理》：图3—10弓形降液管的宽度与面积，得：，，，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精馏段：s（＞5s，符合要求）提馏段：（＞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则降液管底隙高度为：精馏段根据要求应为0.03m提馏段根据要求应为0.06m6.3塔板布置（1)取边缘区宽度,安定区宽度（2)由式：计算开孔区面积，其中：；所以6.4筛孔数与开孔率精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。其开孔率（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。其开孔率（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：6.5塔的精馏段有效高度6.5.1塔顶空间高度HD塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔顶空间高度HD一般取1.0～1.5m,塔径大时可适当增大。本设计取1.2m。6.5.2塔板间距HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。根据《化工原理设计》表4-1板间距与塔径的关系，塔径为800～1600mm时，板间距为300～450mm，此设计选用板间距为400mm。6.5.3开有人孔的板间距HTˊ人孔直径一般为450～500mm。凡有人孔的上下两塔板间距HˊT应等于或大于600mm。人孔数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔8～10块板设置一个人孔。由前面计算得到，实际塔板数为26，共设3个人孔。6.5.4进料板空间高度HF进料段空间高度HF取决于进料口的结构形式和物料状态，一般HF要比HT大一些。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。取1.2m。6.5.5塔底空间高度HB塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的储量，以保证塔底料液不致排完。此处取1.8m左右。6.5.6塔体总高度H塔体总有效高度：H=HD+（N-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.2+（26-3）*0.4+3*0.8+1.8+1.2=15.8m7筛板流体力学验算7.1气体通过筛板压降相当的液柱高度（1）干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，由式（2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：精馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.625，所以提馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.605，所以3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段，故则单板压强：提馏段，故则单板压强：7.2雾沫夹带量的验算精馏段：提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。7.3漏液验算精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。8塔板负荷性能图8.1精馏段8.1.1雾沫夹带线（1）式中（a），近似取,故（b）取雾沫夹带极限值为。已知，，并将代入得下式：整理得：在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于表8.1中：表8.1-值表1.7481.6711.5711.488依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图8.1中线（1）所示。8.1.2液泛线（2）由式（a）近似取.0，由式：故（b）由式前已算出）（c）（d）将＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于表8.2中：表8.2-值表1.6781.5771.4341.296依表中数据作出液泛线，如图8.中线（2）所示。8.1.3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线。8.1.4漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个值，依上式计算相应的值，列于表8.3中：表8.3-值表0.3590.370.3820.392依表中数据作气相负荷下限线，如图8.1中线（4）所示。8.1.5液相负荷下限线（5）：取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则；即整理上式得在图8.1中作线（5），即为液相负荷下限线。将以上5条线标绘于图（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为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性图8.1精馏段复合性能图8.2提馏段8.2.1雾沫夹带线（1）式中（a），近似取,故（b）取雾沫夹带极限值为。已知，，并将代入得下式：整理得：在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于表8.4中：表8.4VS—LS值表1.8271.7511.6541.572依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图8.2中线（1）所示。8.2.2液泛线（2）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式前已算出）（ｃ）（ｄ）将＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于表8.5中：表8.5VS—LS值表1.2561.2221.1771.135依表中数据作出液泛线，如图8.2中线（2）所示。8.2.3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如图8.1中线（3）所示。8.2.4漏液线（气相负荷下限线）（4）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于表8.5中：表8.5VS—LS值表0.3230.3330.3460.356依表中数据作气相负荷下限线，如图8.2中线（4）所示。8.2.5液相负荷下限线（5）：取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则；即整理上式得在图8.2中作线（5），即为液相负荷下限线，如图8.2所示。将以上5条线标绘于图8.2中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性图8.2提馏段复合性能图9板式塔的结构与附属设备设计9.1塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他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1倍以上），或根据除沫器要求高度决定。本设计取HD=1.2m2、塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下两因素决定，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。本设计取HB=1.8m3、人孔一般每隔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0.6m，人孔直径一般为450～500mm，其伸出塔体的筒体长为200～250mm，人孔中心距操作平台为800～1200mm。本设计除了塔顶、塔底、进料板各安装一个人孔外，在精馏段、提镏段中间各安装一个人孔，方便检修。4、进料空间由于两相进料，又要安装人孔，故取HF=1.2m9.2塔板结构塔板按结构特点，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，分块数如表6-1：本设计采用单溢型塔板，塔径D=1200mm>800mm，故采用分块式，分成3块。10辅助设备设计或选型10.1冷凝器塔顶上升蒸汽经过冷凝器，全部冷凝下来成为液体，一部分回流至塔内，一部分再经过冷却作为产品。或者，上升蒸汽经过冷凝器部分冷凝下来，作为回流液回流至塔内，余下蒸汽再进入冷凝器，冷凝下来并进而冷却至一定温度作为产品取出。综上所述，本设计采用全凝器冷凝，塔顶回流冷凝器采用重力回流直立式。饱和液体进料时的冷凝器热负荷计算：饱和液体进料时，精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量V等于进入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=102.05kmol/h。釜液中苯的摩尔分数为xD=0.983，从图t-y-x中查得tW=80.945℃，t=80.945℃时，查《化工原理》附十九液体比汽化热共线图得：苯的比汽化热约为392.2kJ/kg，则其摩尔汽化热为392.2x78.11=30634.74kJ/kmol甲苯的比汽化热约为377.2kJ/kg，则其摩尔汽化热为377.2x92.14=34755.2kJ/kmol摩尔汽化热为rb=0.983x30634.74+0.017x34755.2=30704.06kJ/kmol蒸馏釜的热负荷为QB=rbVˊ=30704.06x102.05=≈3.133349x106kJ/h10.2再沸器再沸器的作用是加热塔底料使之部分汽化，以提供精馏塔内的上升气流，加热方式为间接加热法。饱和液体进料时的蒸馏釜热负荷计算：饱和液体进料时，提馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量Vˊ等于精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量V，即Vˊ=V=102.05kmol/h。釜液中苯的摩尔分数为xW=0.0235，从图t-y-x中查得tW=109.17℃，t=109.17℃时，查《化工原理》附十九液体比汽化热共线图得：苯的比汽化热约为369.56kJ/kg，则其摩尔汽化热为369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯的比汽化热约为358.13kJ/kg，则其摩尔汽化热为358.13x92.14=32998.10kJ/kmol摩尔汽化热为rb=0.9765x32998.10+0.0235x28866.33=32901kJ/kmol蒸馏釜的热负荷为QB=rbVˊ=32901x102.05=≈3.357547x106kJ/h从计算结果可知，在饱和液体进料条件下，蒸馏釜的热负荷QB与冷凝器的热负荷QC相差不大。10.3接管管径的计算和选择10.3.1进料管（直料管）管径计算如下：==0.00174m3/s=37.2mm（因为笨和甲苯属于低粘物质，故取=1.6m/s10.3.2回流管冷凝器安装塔顶，回流液在管道中的流速一般不能过高，对于重力回流，一般取速度=0.2~0.5m/s，本设计取0.5m/s=65.5mm10.3.3塔底出料管塔釜流出液体的速度一般可取0.5~1.0m/s，本设计取=0.8m/s=33.6mm10.3.4塔顶蒸汽出料管常压操作条件下，蒸汽速度为12~20m/s，本设计取=15m/s10.3.5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1.进料管接管法兰2.回流管接管法兰3.塔底出料管法兰4.塔顶蒸汽出料管法兰总结苯是由煤干馏石油催化裂解催化重整得到，常含有芳香族同系物、噻吩及饱和烃等常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体，有芳香族特有的气味，难溶于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性，急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱，终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料，清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。本设计进行苯和甲苯的分离，采用直径为2m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。该设计的优点：1操用、调节、检修方便；2.制造安装较容易；3.处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用；4.操作弹性较大。该设计的缺点：设备的计算及选型都有较大的误差存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。参考文献[1]王志魁编.化工原理（第三版）.北京:化学工业出版社,2004[2]柴诚敬,王军,张缨编.化工原理课程设计.天津:天津科学技术出版社,2006[3]徐波,孙彤.环氧乙烷法合成高浓度氯乙醇的研究[A].辽宁化工学院.辽宁锦州:2002.20-21.[4]刘成勤,傅世泳.利用氯乙酸生产中副产氯化氢生产高纯度氯乙醇[R].111003,TQ223.3.辽阳:1997.64-67.[5]王琪,高飞,刘继泉.氯醇法精制氯乙醇的新工艺开发[A].山东青岛.2005.37-38.[6]高飞,刘继泉.三辛胺萃取氯乙醇的生产工艺[J].青岛科技大学学报,2006,Vol.27No.6,498-504.[7]刘继泉,胡广镇.反应精馏生产氯乙醇的新工艺研究[J].青岛科技大学学报,2012,Vol.33,No.4,387-390.[8]ChenYT,Hsu,CI,HungDZ,etal.Effectsofchloroacetaldehydein2-chloroethanol-inducedcardiotoxicity[J].FoodandChemicalToxicology,2011,49(5),1063-067.[9]程能林.溶剂手册[M].3版.北京:化学工业出版社,2002:892-890.[10]王琪,高飞,刘继泉.氯醇法精制氯乙醇的新工艺开发[J].天津化工,2005,19(2):3738.基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统的MMC卡文件系统研制基于单片机的时控和计数系统性能优化的研究基于单片机和CPLD的粗光栅位移测量系统研究单片机控制的后备式方波UPS提升高职学生单片机应用能力的探究基于单片机控制的自动低频减载装置研究基于单片机控制的水下焊接电源的研究基于单片机的多通道数据采集系统基于uPSD3234单片机的氚表面污染测量仪的研制基于单片机的红外测油仪的研究96系列单片机仿真器研究与设计基于单片机的单晶金刚石刀具刃磨设备的数控改造基于单片机的温度智能控制系统的设计与实现基于MSP430单片机的电梯门机控制器的研制基于单片机的气体测漏仪的研究基于三菱M16C/6N系列单片机的CAN/USB协议转换器基于单片机和DSP的变压器油色谱在线监测技术研究基于单片机的膛壁温度报警系统设计基于AVR单片机的低压无功补偿控制器的设计基于单片机船舶电力推进电机监测系统基于单片机网络的振动信号的采集系统基于单片机的大容量数据存储技术的应用研究基于单片机的叠图机研究与教学方法实践基于单片机嵌入式Web服务器技术的研究及实现基于AT89S52单片机的通用数据采集系统基于单片机的多道脉冲幅度分析仪研究机器人旋转电弧传感角焊缝跟踪单片机控制系统基于单片机的控制系统在PLC虚拟教学实验中的应用研究基于单片机系统的网络通信研究与应用基于PIC16F877单片机的莫尔斯码自动译码系统设计与研究基于单片机的模糊控制器在工业电阻炉上的应用研究基于双单片机冲床数控系统的研究与开发基于Cygnal单片机的μC/OS-Ⅱ的研究基于单片机的一体化智能差示扫描量热仪系统研究基于TCP/IP协议的单片机与Internet互联的研究与实现\t"_blank