化工原理设计苯和甲苯的分离、和大型化工装置拆除运输方案

III--化工原理课程设计题目分离苯-甲苯精馏塔设计学院专业班级学生姓名指导教师成绩2016年摘要精馏塔是分离液体混合物最常用的一种单元操作，主要是利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。本设计的题目是苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计。在确定的工艺条件下，确定设计方案和设计内容，其主要包括精馏塔工艺设计计算、塔辅助设备设计计算、精馏工艺过程流程图、精馏塔设备结构图以及设计说明书。关键词：筛板塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图AbstractFractionatorisseparatingtheliquidmixtureofthemostcommonlyusedasaunitoperation,mainlyusingrefluxliquidmixturewasdistilledtoobtainhigh-purityseparation,istheindustry'smostwidelyusedliquidmixtureisseparated,widelyusedinpetroleum,chemical,lightwork,food,metallurgyandothersectors.Thisdesignisentitledbenzene-TolueneBinarySystemsievetraytypedistillationcolumndesign.Undercertainconditions,todeterminethedesignandcontentdesign,whichincludesrectifyingtowerdesignandcalculationprocess,towerauxiliaryequipmentdesigncalculations,distillationprocessflowdiagram,distillationapparatusconfigurationdiagramanddesignspecifications.Keywords：Sievetray;benzene-toluene;processcalculation;configurationdiagram目录摘要 ⅡAbstract Ⅲ第1章绪论 11.1概述 11.2设计依据 31.3厂址选择 3第2章设计方案的选择和论证 32.1设计流程 32.1.1选择原则 42.1.2设计流程图 42.2设计要求 52.2.1满足工艺与操作的要求 52.2.2满足经济上的需求 52.2.3保证安全生产 52.3设计思路 52.3.1文献检索 62.3.2小组讨论 72.4相关符号说明 7第3章塔的工艺计算 93.1基础物性数据 93.1.1苯和甲苯的物理性质 93.1.2苯和甲苯饱和蒸汽压Po 93.1.3苯和甲苯的液相密度ρL 93.1.4液体表面张力σ 103.1.5液体粘度μ 103.2塔的工艺计算 103.2.1操作压力的计算 103.2.2操作温度的计算 113.2.3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 113.2.4原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 123.2.5物料衡算 123.3理论板数计算 123.3.1相对挥发度的求取 123.3.2操作回流比的求取 133.3.3精馏塔的气液负荷 133.3.4操作线的求取 133.3.5理论板层数NT的求取 133.3.6实际板数N的求取 153.4塔的工艺条件及有关物性数据的计算 163.4.1平均密度计算 163.4.2液体表面张力计算 173.4.3液体平均粘度计算 183.4.4气液负荷计算 193.5精馏塔的工艺尺寸的计算 203.6塔板流体力学校核 213.6.1溢流装置计算 213.6.2塔板布置 243.7塔板负荷性能图 25第4章辅助设备的选型 344.1进料管的选择 344.2回流管的选择 344.3塔底出口管路的选择 354.4塔顶蒸汽管的选择 354.5加料蒸汽管的选择 364.6人孔的设计 364.7法兰 36第5章塔附件设计计算 375.1选用釜式再沸器 375.2冷凝器的选型 37设计总结 37参考文献 40附录1设计结果一览表 42附录2苯-甲苯精馏塔的工艺流程图 43致谢 45第1章绪论精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。概述高径比很大的设备称为塔器。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,更是成为化工、炼油生产中最重要的设备之一。常见的可在塔设备中完成的单元操作有：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。而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。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。它们都可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。而板式塔又大致可分为两类：（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。根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20-40%，塔板效率高10-15%，压力降低30-50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20-25mm），导向筛板等多种形式。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分。工业塔常用的筛孔孔径为3-8mm，按正三角形排列。空间距与孔径的比为2.5-5。近年来有大孔径（10-25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，便。只是漏液点低，操作弹性小。筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。设计依据1设计题目：分离苯-甲苯精馏塔设计2设计任务及操作条件（1）设计任务生产能力（进料量）：20000吨/年操作周期：300*24=7200小时/年进料组成：＞45%（质量分率，下同）塔顶产品组成：＞98%塔底产品组成：＜2%（2）操作条件操作压力：常压进料热状态：泡点进料冷却水：20℃加热蒸汽：0.2MPa塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。设备型式：筛板式3设计原则本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.3厂址选择齐齐哈尔市富拉尔基区第2章设计方案的选择与论证设计方案的确定是指整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标的确定。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。2.1设计流程板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料[2]。表2-1参数选取项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选取连续精馏常压气液混合间接蒸汽R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自来水筛板塔2.1.1选择原则通过老师确定选题，小组成员通过文献检索、讨论等方式进行计算、设计，最终确定设计流程图。主要遵循满足选题要求、经济、安全、环保、节能等原则。2.1.2设计流程图本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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人精馏塔内。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。图1工艺流程图2.2设计要求2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的需求同时要尽可能的节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3条件可以的话，保证安全生产也是必要的。对于有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。如，苯是易挥发的毒性液体。塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.3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筛板式连续精馏塔。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。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。设计过程中主要通过文献检索与小组讨论确定设计方案及流程图。2.3.1文献检索通过查找两物质的性质以及文献检索等确定设计方案。苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1L水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95℃，沸点为111℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866g／cm，对光有很强的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯几乎不溶于水(0.52g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6mPas，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940kJ/kg，闪点为4℃，燃点为535℃。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。本设计选用筛板式精馏塔。2.3.2小组讨论小组成员共同研究确定设计计算过程以及解决设计流程中遇到的问题。2.4相关符号说明表2-1相关符号说明符号意义SIA组分Ａ的量KmolB组分Ｂ的量KmolC组分Ｃ的量KmolD塔顶产品流率Kmol/sEＴ总板效率X液相组分中摩尔分率y气相组分中摩尔分率α相对挥发度μ粘度PasF原料进量或流率Kmol/sL下降液体流率Kmol/sN理论塔板数P系统的总压Paq进料中液相所占分率r汽化潜热KJ/Kmolt温度KV上升蒸气流率Kmol/sW蒸馏釜的液体量Kmolhc与干板压强降相当的液柱高度mhd液体流出降液管的压头损失mhL板上液层高度mZ塔的有效段高度mθ液体在降液管内停留时间sρL液体密度Kg/m3ρV气体密度Kg/m3接上：ρV气体密度Kg/m3σ液体表面张力dyn/cmWd`降液管宽度mρ密度Kg/m3Aa基板鼓泡区面积m2Af总降压管截面积m2AT基截面积m2C气相负荷参数C20液体表面张力为20dny.cm-1时的气相负荷参数D塔径mg重力加速度h0降液管底隙高度mhp与单板压降相当的液层高度mhW出口堰高mHT板间距mLW堰长mLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/sN一层塔板上的筛孔总数U空塔气速m/sU0筛板气速m/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/s第3章塔的工艺计算3.1基础的物性据3.1.1苯和甲苯的物理性质表3-1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点℃临界温度℃临界压强kPa苯C6H678.1180.1289.24910甲苯C6H5CH392.14110.6321.040503.1.2苯和甲苯的饱和蒸汽压PO苯和甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程求算，即式中T—物系温度，℃Po—饱和蒸汽压，kPaA、B、C—Antoine常数，其值见下表。表3-2Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.583.1.3苯和甲苯的液相密度ρL表3-3苯和甲苯的液相密度温度℃8090100110120苯kg/m3815.0803.9792.5780.3768.9甲苯kg/m3810.0800.2790.3780.3770.03.1.4液体表面张力σ表3-4液体表面张力温度t,℃6080100120140苯mN/m23.7421.2718.8516.4914.17甲苯mN/m23.9421.6919.9417.3415.323.1.5液体粘度μL表3-5液体表面张力温度t,℃6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184甲苯mPas0.3730.3110.2640.2280.2003.2塔的工艺计算3.2.1操作压力的计算塔顶操作压力=101.312KPa每层塔板的压降△P=0.7KPa进料操作压力PF=101.312+0.713=110.4KPa塔底操作压力PW=108.33+0.77=113.23KPa精馏段平均压力Pm==105.85KPa提馏段平均压力Pm==111.82KPa3.2.2操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算。计算结果如下表：表3-6安托尼常数温度t,℃ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58塔顶温度＝80.49℃

进料板温度＝92.65℃塔底温度=110.50℃精馏段平均温度=（80.49＋92.65）/2=86.56℃提馏段平均温度=（92.65+110.5）/2=101.65℃

塔平均温度=（86.56+101.65）/2=94.06℃3.2.3原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率：苯的摩尔质量=78.11Kg/mol甲苯的摩尔质量=92.14Kg/mol==0.4911==0.9829==0.02353.2.4原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.491178.11+(1-0.4911)92.14=85.34Kg/mol=0.982978.11+(1-0.9829)92.14=78.35Kg/molMw=0.023578.11+(1-0.0235)92.14=91.81Kg/mol3.2.5物料衡算原料处理量F==32.55Kmol/h

总物料衡算32.55=D＋W

苯物料衡算32.55×0.49＝0.98D＋0.02W

联立解得D＝15.94kmol／h

W=16.61kmol／h式中F原料液流量，kmol／hD塔顶产品量，kmol／hW塔釜产品量，kmol／h3.3理论板数的计算3.3.1相对挥发度的求取苯（A）与甲苯（B）的饱和蒸汽压与温度的关系可用安托尼方程表达苯：lg=6.032-甲苯：lg=6.078-因为甲苯的正常沸点为110.6℃，苯的沸点为80.1所以，当t=80.1℃时，=103.58kPa，=39.23kPa当t=110.6℃时，=242.98kPa，=101.76kPa因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=/则=103.58/39.23=2.64=242.98/101.76=2.39所以==2.51所以，相平衡方程为：y=3.3.2操作回流比的求取采用作图法求最小回流比。液体为泡点进料，所以q=1。在上图中对角线上，自点作垂线（0.4911,0.4911），即为进料线(线)，该线与平衡线的交点坐标为xq=0.4911yq=0.7078

故最小回流比为1.2695

取操作回流比为3.3.3精馏塔的气、液相负荷（由于泡点进料）3.3.4操作线的求取精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为3.3.5理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用逐板法求理论板层数。前面求得=2.51相平衡方程y==0.4911=0.7078因泡点进料，q=1所以有==0.4911第一块板上升蒸汽组成29第一块板下降液体组成由y=可得：第二块板下降液体组成由可得：同理可得：因为＜=0.4911所以精馏段理论板N精=7，进料板位置在第8块塔板。第八块板的上升蒸汽组成由提馏段操作线方程y=1.2945x-0.0069进行计算：因为＜=0.0235所以提留段理论板N提=6则全塔总理论板层数NT=13（不包括再沸器）3.3.6实际板层数N的求取全塔效率的计算:塔平均温度=94.06℃查表得各组分黏度，0.28mPas精馏段实际板层数为

提馏段实际板层数为进料板在第13块板3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以逐板法所计算所得的板数为例：3.4.1平均密度计算1．气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度2.液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算，由，查手册得塔顶液相的质量分率进料板液相平均密度的计算，由，查手册得进料板液相的质量分率塔底液相平均密度的计算，由，查手册得塔底液相的质量分率精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为3.4.2液体平均表面张力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，查手册得

进料板液相平均表面张力的计算，由，查手册得

塔底液相平均表面张力的计算，由，查手册得

精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为3.4.3液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即

塔顶液相平均粘度的计算，由，查手册得

解出进料板液相平均粘度的计算，由，查手册得

解出塔底液相平均粘度的计算，由，查手册得

解出精馏段液相平均粘度为提馏段液相平均粘度为

3.4.4气液负荷计算精馏段： 提馏段： 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表3-7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对精馏段：初选板间距，取板上液层高度， 故； 查得；依式校正物系表面张力为时 可取安全系数为，则安全系数（）， 故 按标准,塔径圆整为,则空塔气速。对提馏段： 初选板间距，取板上液层高度， 故 查得；依式 校正物系表面张力为时 可取安全系数为，则安全系数（）， 故 按标准,塔径圆整为1m，则空塔气速。 在设计塔的时候塔径取1m3.6塔板流体力学校核3.6.1溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流去取堰长b)出口堰高：由，查⑺：图，知,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（⑺：图）得， 利用(⑺：式)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（）依(⑺：式)：符合（）e)受液盘 采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 同理可以算出提溜段a)溢流堰长：单溢流去，取堰长b)出口堰高：由，查⑺：图，知,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（⑺：图）得，，利用(⑺：式)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25）依(⑺：式):符合（）3.6.2塔板布置1精馏段①塔板的分块

因故塔板采用分块式。查⑴表得，塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度,安定区宽度，（当时，）b)计算开孔区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个，则（在范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为 2提馏段：a)取边缘区宽度,安定区宽度，（当时，）b)计算开孔区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛孔的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个，则（在范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为3.7塔板负荷性能图1精馏段：漏液线由

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-8。表3-8Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.04577040.0472070.04840160.0498940.511118由上表数据即可作出漏液线。

(2)雾沫夹带线

以为限，求关系如下：由

联立以上几式，整理得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-9。表3-9Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.3152211.2535831.2009431.1333001.076564由上表数据即可作出液沫夹带线。

(3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线令

由

联立得

忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得

式中：

将有关的数据代入整理，得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-10。表3-10Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.2062990.2010480.1958260.187118177053由上表数据即可作出液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图2在负荷性能图上，作出操作点，连接，，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

故操作弹性为2提馏段漏液线

由

得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-11。表3-11Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.01183470.01232310.01272550.01322460.由上表数据即可作出漏液线。

(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：

由联立以上几式，整理得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-12。表3-12Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs1.2977051.2840491.2723861.2573991.244828由上表数据即可作出液沫夹带线。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线。(5)液泛线令

由

联立得

忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得式中：

将有关的数据代入整理，得

在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-13。表3-13Ls-Vs关系Ls0.0000010.00060.00150.0030.0045Vs0.1421250.1351940.1287110.1194030.110079由上表数据即可作出液泛线。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图3在负荷性能图上，作出操作点，连接，，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

故操作弹性为第4章辅助设备的选型4.1进料管的选择进料的质量流率：进料的体积流率：则进料管的直径可由以下公式计算：式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/s，同时设置两个进料管不同时间内进料，且每个进料管的进料量均为：4.2回流管的选择冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高。即回流管设计如下：回流管的质量流率：回流管直径依下式计算：式中：为液料在回流管内的流速，且取=1.6m/s4.3塔底出口管路的选择釜底料液的质量流量：釜底料液的体积流量：釜底出口管直径依下式计算：式中：为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/s4.4塔顶蒸汽管从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。即塔顶蒸汽管设计如下：塔顶蒸汽管直径依下式计算：式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s；近似取为精馏段的体积流率，且=0.6。4.5加料蒸汽管的选择加料蒸汽管直径依下式计算：式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s；4.6人孔的设计人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔6-8块板开设一个孔，本塔分别在第8、16、24块板处（从上往下数）开设一个人孔，即可。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为800mm,人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。4.7法兰由于近似常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。进料管接管法兰：DN15PN105HG20592-97回流管接管法兰：DN15PN105HG20592-97塔底出料管法兰：DN20PN105HG20592-97塔顶蒸汽管法兰：DN150PN105HG20592-97塔釜蒸汽进气法兰：DN150PN105HG20592-97

第5章塔附件设计计算5.1选用釜式再沸器塔底温度℃，用℃的蒸汽，釜液出口温度℃参考工程实际，选取传热系数为传热温差℃气体流量密度则当℃时传热面积冷凝水流量5.2冷凝器的选型设计中采用管壳式全凝器，以便及时排出冷凝液。冷凝水和气体之间采用逆流形式，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用冷凝器的传热面积和冷却水的用量塔顶温度℃冷凝水℃℃产品出口温度℃则℃℃，气体流量，密度取传热系数传热面积冷凝水流量设计总结课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：1.查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；2.树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3.迅速准确的进行工程计算的能力；4.学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力；5.提高了计算机使用的能力，学会了公式编辑器的使用。通过本次精馏塔的课程设计，对精馏这一章节有了更加全面系统的认识和深入的学习，同时也对我们在书本上学习到的理论知识和实际工业生产联系起来，让我们充分认识了实际生产和理论的出入，所以我们在设计设备的时候要照顾到方方面面，培养我们良好的大局观，整个设计过程必须条理清晰参考文献[1]贾绍义，柴诚敬，《化工原理课程设计》[M]，天津大学出版社，2002.8[2]柴诚敬,《化工原理》下册[M]，天津大学华工学院，高等教育出版社，2006.1[3]大连理工大学化工原理教研室编，《化工原理课程设计》[M]，大连理工大学出版社，1994.7[4]柴诚敬，《化工原理》第二版下册[M]，高等教育出版社，2010.6[5]匡国柱，史启才，《化工单元过程及设备课程设计》[M]，化学工业出版社，2001.10[6]陈维杻，《传递过程与单元操作》下册[M]，浙江大学出版社，1994.8[7]任晓光，《化工原理课程设计指导》[M]，化学工业出版社，2009.1[8]董继红，邵景玲，顾军，等.年产60万吨对二甲苯项目中苯/甲苯/混合二甲苯分离的AspenPlus模拟研究[J].JournalofYanchengInstituteofTechnology(NaturalScienceEdition).June2015.Vol28No2:59-63[9]AlexanderM.Niziolek,OnurOnel,YannisA.Guzman,andChristodoulosA.Floudas.Biomass-BasedProductionofBenzene,Toluene,andXylenesviaMethanol:ProcessSynthesisandDeterministicGlobalOptimization[J].AmericanChemicalSociety.2016:4970-4998[10]J.Javaloyes-Antón,R.Ruiz-Femenia,*andJ.A.Caballero.RigorousDesignofComplexDistillationColumnsUsingProcessSimulatorsandtheParticleSwarmOptimizationAlgorithm[J].AmericanChemicalSociety..2013:15621-15634[11]KushlaniN.WijesekeraandThomasA.Adams,II*.SemicontinuousDistillationofQuaternaryMixturesUsingOneDistillationColumnandTwoIntegratedMiddleVessels[J].AmericanChemicalSociety.2015:5294-5306[12]NikolaosBekiaris†andManfredMorari*.MultipleSteadyStatesinDistillation:¥/¥Predictions,Extensions,andImplicationsforDesign,Synthesis,andSimulation[J].Ind.Eng.Chem.Res.1996,35,4264-4280[13]丁海兵.苯－甲苯分离节能新工艺[J].ModernChemicalIndustry.No.2013:107-111[14]黄国强，靳权.隔壁精馏塔的设计、模拟与优化[J].JournalofTianjinUniversity(ScienceandTechnology).Vol.47No.12.Dec.2014:1057-1064[15]郭湘波，王瑾.分隔壁塔分离苯和乙烯烷基化产物的模拟[J].ＡＣＴＡＰＥＴＲＯＬＥＩＳＩＮＩＣＡ（ＰＥＴＲＯＬＥＵＭＰＲＯＣＥＳＳＩＮＧＳＥＣＴＩＯＮ.２０１６年６月,第３２卷第３期:597-604附录1：设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强105.85111.82各段平均温度86.56101.56平均流量气相0.44290.4785液相0.00110.0023实际塔板数1214板间距0.450.45塔的有效高度4.053.15塔径11空塔气速1.0420.902塔板液流形式单流型单流型塔板工艺尺寸溢流管型式弓形弓形堰长0.980.98堰高0.0460.038溢流堰宽度0.210.21管底与受业盘距离0.020.03板上清液层高度0.060.06孔径5.05.0孔间距15.015.0孔数52835283开孔面积0.1040.104筛孔气速10.5810.13塔板压降0.90.9液体在降液管中停留时间20.8410.48降液管内清液层高度0.2480.244雾沫夹带0.10.1负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷2.8332.350气相最小负荷0.6170.300操作弹性4.597.83接上：项目内容数值或说明备注塔径D/m精馏1.6提馏1.8板间距HT/m 0.40塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速U/(m/s)精馏0.951提留0.814堰长(lw)1.12板上液层高度hW/m0.06降液管底隙高度h0/m0.024浮阀数N/个196等腰三角形叉排实际塔板数/个28实际塔高/m12.8鼓泡面积Ap/㎡1.7874出口堰高lW/m0.0433降液管宽度Wd/m0.24降液管面积Af/㎡0.175液体在降液管内停留时间τ/s5单板压降ΔP/Pa0.7进料管直径dF/mm55.66出口管直径dW/mm42.12回流管直径dD/mm36.21操作弹性4.183附录2：苯-甲苯精馏塔的工艺流程图致谢首先感谢我的导师朱老师。我的论文能够顺利完成与朱老师的悉心指导是分不开的。在论文的写作过程中，老师用心指导，不厌其烦地对我的论文进行多次的批改指导，事事巨细、严谨认真;老师和蔼可亲，平易近人，在生活中给予我的关心和教诲也让我永远难忘。其次，我还要感谢小组成员给与了我良好的学习氛围，使我可以专心学习，顺利完成论文;也要感谢同学们的帮助，为我论文写作提出了很多宝贵的意见和建议。

大型化工装置拆除运输方案一、工程概况二、运输路线三、运输时间安排四、运输车组车辆配置五、车组操作程序六、公路运输安全措施七、运输安全保证措施工程概况：拆除，我公司负责运输吊钩下接货，走公路至大庆市油田现场车面交货。货物基本信息如表：序号设备名称外形尺寸（cm）重量（t）数量（台）预计装车时间1炼油设备各种2023.09，152炼油设备2023.10未完工二、运输路线：1.运输起止地：四、运输车组车辆配置序号1运输车组车辆配置1号车组参数表1厂牌陕汽产地中国型号F2000驱动形式6×4发动机功率440匹马力最大扭矩2200Nm/1000-1500rpm轮胎1200R20桥荷（吨）前8后32自重（吨）10外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牵引重（吨）200配备数量1台低平板参数表2轴线数2纵11轴轴载（吨）25轮胎数88单胎载荷3.125自重（吨）50载重量（吨）250外形尺寸长17米，宽3.4米，高1.07米数量1部车组参数表3车货总重车组总长车组总宽车组运行高度25米序号2运输车组车辆配置2号车组参数表1厂牌东风产地中国型号DFL4251A2驱动形式6×4发动机功率380匹马力最大扭矩1800Nm/1000-1500rpm轮胎1200R20桥荷（吨）前8后32自重（吨）8外形尺寸7.36米×2.5米×3.3米牵引重（吨）80配备数量1台低平板参数表2轴线数3桥轴载（吨）17轮胎数12单胎载荷4.25自重（吨）16载重量（吨）80外形尺寸长12米，宽3.2米，高0.7米数量1部车组参数表3车货总重车组总长车组总宽车组运行高度80吨20米3.2米4.5米五、车组操作程序（1）挂车的组装