海川化工论坛_筛板精馏塔设计

化工原理课程设计

设计项目：筛板精馏塔

系别：化学工程系

班级：化工工艺 03 姓名： 625521

学号：……

指导老师：张老师

设计时间： 2006.7.25-8.2

第一章概述

高径比很大的设备称为塔器．塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一．它可使气（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．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．在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响．据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见下表）．因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视．

化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例1

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率．此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率．此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

（１）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象．

（２）操作稳定、弹性大．当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作．并且塔设备应保证能长期连续操作．

1化工设备设计全书，塔设备设计，第1页.

（３）流体流动的阻力小．即流体通过塔设备的压力降小．这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用．对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度．

（４）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易．这可以减少基建过程中的投资费用．

（５）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修．

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

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，只是漏夜点低，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．

第二章 主要基础数据

(1)苯和氯苯的物理性质2

(2)常压下苯和氯苯的蒸汽压4

(3)饱和蒸汽压P O

苯和氯苯的饱和蒸汽压可用Antoine 方程 求算，即 C

T B

A p o

+-

=ln 式中 T —物系温度，K ， P O

—饱和蒸汽压，mmHg

A 、

B 、

C —Antoine 常数，其值见下表5

2 化学化工物性数据手册,有机卷,第290页.

3

化学工程手册，第1篇化工基础数据，第174页 4

石油化工基础数据手册，第457页 5

化学工程手册，第1篇化工基础数据，第175和177页

第三章设计方案的确定及流程说明

苯和氯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。流程图如下：

6化学化工物性数据手册,有机卷,第299和300页.

7化学化工物性数据手册,有机卷,第305和306页.

8化学化工物性数据手册,有机卷,第303和304页.

第四章 塔的物料衡算

一、料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

728.056.1123511.786511.7865

=+=F x

990.056.1125.111.785.9811.785

.98=+

=D x

0143.056

.1129911.780.111.780

.1=+=W x

二、平均分子量

M F =0.728×78.11+（1-0.728）×112.56=87.48 kg/kmol M D =0.990× 78.11+(1-0.728) × 112.56=78.45 kg/kmol M W =0.0143 ×78.11+(1-0.0143) × 112.56=112.07 kg/kmol 三、物料衡算

总物料衡算 D+W=4600 （1）

易挥发组分物料衡算 0.985D+0.01W=0.65×4600 （2） 联立（1）、（2）解得：

F=4600 kg/h F=4600/87.48=52.58 kmol/h W=1580.51 kg/h W=1580.51/112.07=14.10 kmol/h D=3019.49 kg/h D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h 四、物料衡算表

第五章 塔板数的确定

一、理论塔板数N T 的求取

苯-氯苯属理想物系，可采用M-T 图解法求N T 。

1、根据苯、氯苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程A O

A

A O

B

O A O B A x P P y P P P P x =--=,计算出苯-氯苯的气液平衡数据如下表：

根据计算结果作t-x-y 图及x-y 图，见坐标纸。 2、求最小回流比R min 操作

R

因饱和蒸汽进料，在x-y 图对角线上自点e(0.728,0.728)作平行线即为q 线，该线与平衡线的交点坐标为y q =0.728,x q =0.36.

此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故 71.036

.0728.0728

.0990.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

取操作回流比R=2R min =2×0.71=1.42 3、求理论板数N T

9

Drickamer 和 Bradford 法中精馏塔全塔效率关联图的表达式

μμμ

μB

L F m

i i x )728

.01(728.0A

-+==∑ =0.728×0.245+(1-0.728)×0.350 =0.274mPas

%6.51516.0274.0lg 616.017.0==-=E

T

4、实际板层数N p

精馏段 N 精=3/0.516=5.8取6层 提馏段 N 提=3/0.516=5.8 取6层

第六章 塔的工艺条件及物性数据计算

三、平均分子量M m

塔顶 x D =y 1=0.99 x 1=0.935

M VDm =0.990×78.11+（1-0.990）×112.56=78.45kg/kmol M LDm =0.935×78.11+（1-0.935）×112.56=80.35kg/kmol 进料板 y F =0.770 x F =0.416

M VFm =0.770×78.11+（1-0.770）×112.56=86.03kg/kmol M LFm =0.416×78.11+（1-0.416）×112.56=98.23kg/kmol 塔底 y 1=0.063 x 1=x w =0.0143

M VWm =0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmol M VWm =0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol 则精馏段平均分子量：

M Vm （精）kmol kg /24.822

03

.8645.78=+=

M Lm （精）kmol kg /29.892

23

.9835.80=+=

提馏段平均分子量：

M Vm （提）kmol kg /21.982

03

.8639.110=+=

M Vm （提）kmol kg /15.1052

23

.9807.112=+=

四、平均密度ρm 1、液相密度ρLm

依式 1/ρLm =a A /ρLA +a B /ρLB （a 为质量分率） 塔顶

7

.1047015

.06.820985.01

+

=

ρ

LmD

ρLmD =823.3kg/m 3 进料板，由加料板液相组成x A =0.416 33.056.112)416.01(11.78416.011

.78416.0=?-+??=

a A

8

.101633

.018.79733.01

-+=

ρ

LmF

ρLmF =932.3kg/m 3 塔底

6

.99099

.08.76201.01

+=

ρ

LmW

ρLmW =987.7kg/m 3 故精馏段平均液相组成：ρLm （精）=（823.3+932.3）/2=877.8kg/m 3 提馏段平均液相组成：ρLm （提）=（932.3+987.7）/2=960.0kg/m 3 2、气相密度ρVm

3/30.2)

15.2731.85(314.824

.824.83m kg RT

M

P ρm mV =+??=

=

精

（精）

3/70..2)

15.2731.110(314.821

.986.87m kg RT

M

P ρ

m mV =+??=

=

提

（提）

五、液体表面张力σm ∑==n

i i i m x 1σσ

σm ，顶=0.990×21.91+(1-0.990)×24.32=21.93mN/m σm ，进=0.416×19.42+(1-0.416)×22.08=20.97mN/m σm ，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m 则精馏段平均表面张力为：

σm ，精m mN /45.212

97.2093.21=+=

提馏段平均表面张力为：

σm ，提 m mN /92.192

87.1897.20=+=

六、液体粘度μLM ∑==n

i i

i Lm

x 1

μμ

μ

L 顶

=0.990×0.327+(1-0.990)×0.451=0.328mPas μL 进

=0.416×0.267+(1-0.416)×0.378=0.332mPas

μ

L 底

=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas

则精馏段平均液相粘度为 μ

L(精)

s mPa ?=+=

330.02

332

.0328.0

提馏段平均液相粘度为 μL(提)s mPa ?=+=317.02

332

.0302.0

第七章 气液相负荷计算

一、精馏段气液负荷计算

h kmol D R V /07.9346.38)142.1()1(=?+=+=

92.030

.2360024

.8207.933600=??=

=

ρ

Vm

Vm S M

V V m 3/s

L=RD=1.42×38.46=54.61kmol/h

0015.08

.877360029

.8961.543600=??=

=

ρ

Lm

Lm S M

L L m 3/s

L h =5.40m 3/h 二、提馏段气液负荷计算

h kmol F V F q V V /49.4058.5207.93)1(=-=-=-+='

42.070

.2360087

.9629.423600=??=

=

ρ

Vm

Vm S M

V V m 3/s

L ′=L+qF=L=54.61kmol/h

0017.00

.960360015

.10561.543600=??=

=

'ρ

Lm

Lm S M

L L m 3/s

L h =6.12 m 3/h

第八章 塔和塔板主要工艺尺寸计算

一、塔径D

1、精馏段塔径

初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故

m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02

12

1=??? ???=???

? ?????? ??v

L S

S V L ρρ 查Smith 关联图得C 20=0.071；依2

.02020??

?

??=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C

0720.02045.21071.0202

.02

.020=?

?

?

???=?

?

?

??=σC C

s m C u V V L /405.130

.230.28.8770720.0max

=-?=-=ρρρ

可取安全系数为0.60，则

s m u u /843.0405.160.060.0max =?==

故m u V D S 179.1843

.092.044=??==

ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.81m/s 。 2、提馏段塔径

初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故

m h H L T 34.006.040.0=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02

12

1=??? ???=???

? ?????? ??v

L S

S

V L ρρ 查Smith 关联图得C 20=0.068；依2

.02020??

?

??=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的

C ,即

0679.02092.19068.0202

.02

.020=?

?

?

???=?

?

?

??=σC C

s m C

u V V L /279.170

.270

.20.9600679.0max =-?=-=ρρρ 可取安全系数为0.60，则s m u u /767.0279.160.060.0max =?== 故m u V D S 825.0767

.041.044=??==

ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.52m/s 。 为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.2m 。 二、溢流装置

采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下： 1、精馏段溢流装置计算 （1）、溢流堰长w l

取堰长w l 为0.66D ，即

w l ﹦0.66×1.2﹦0.792m

（2）、出口堰高W h

O W L W h h h -=

由66.02.1/792.0/==D l W ，m l L W h 7.9792

.00015

.03600/5

.25

.2=?=

查流体收缩系数计算图知E=1.03

m l L E h W

h OW

011.0)792.036000015.0(03.1100084.2100084.232

3

2=???=???

? ??= 故m h w 049.0011.006.0=-=

（3）、降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由66.0/=D l w 查弓形降液管的宽度与面积图得

124.0/=D W d ，0722.0/=T f A A ，故

m

D W d 149.02.1124.0124.0=?==，

2220816.02.14

0722.04

0722.0m D A f =??

=?

=π

π

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

76.210015

.040

.00816.0=?=

=

s

T f L H A τs （）5s ，符合要求）

（4）、降液管底隙高度o h

取液体通过降液管底隙的流速s m u o /08.0'=

m u l L h o w s o 024.008

.0729.00015

.0'

=?=?=

2、提馏段溢流装置计算 （1）、溢流堰长w l 取堰长w l 为0.66D ，即

w l ﹦0.66×1.2﹦0.792m

（2）、出口堰高W h

O W L W h h h -=

由66.02.1/792.0/==D l W ，m l L W h 0.11792.00017

.03600/5

.25

.2=?=

查流体收缩系数计算图，知E ﹦1.03,

3

21000

84

.2???

? ??=

w h ow l L E h m 011.0)792

.036000017.0(03.1100084.232

=???= 故m h w 049.0011.006.0=-=

（3）、降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由66.0/=D l w 查弓形降液管的宽度与面积图得

124.0/=D W d ，0722.0/=T f A A ，故

m

D W d 149.02.1124.0124.0=?==，

2220816.02.14

0722.04

0722.0m D A f =??

=?

=π

π

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

34.130017

.040

.00816.0=?=

=

s

T f L H A τs （）5s ，符合要求）

（4）、降液管底隙高度o h

取液体通过降液管底隙的流速s m u o /08.0'

=

m u l L h o

w s o 027.008.0792.00017

.0'

=?=?=

三、塔板布置 1、精馏段塔板布置

（1）、取边缘区宽度W c ﹦0.055m,安定区宽度m W s 065.0=，

（2）、开孔区面积

?????

?+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1222764.0545.0386.0s i n 545.0180386.0545.0386.02m =??

?

???

?+-=-π 其中，

m W D R C 545.0055.02

2

.12=-=-=

，

()()386.0065.0149.02

2.12=+-=+-=

s d W W D x 2、提馏段塔板布置

（1）、取边缘区宽度W c ﹦0.075m,安定区宽度m W s 1.0=， （2）、开空区面积

??

????+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1222678.0525.0351.0sin 525.0180351.0525.0351.02m =?????

??+-=-π 其中，

m W D R C 525.0075.02

2

.12=-=-=

，

()()351.01.0149.02

2.12=+-=+-=

s d W W D x 四、筛孔数n 与开孔率? 1、精馏段

取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t ， 故孔中心距mm t 0.1550.3=?=

塔板上的筛孔数3932764.00

.151011*********

3

23=??=??=a A t n ， 塔板上开孔区的开孔率%1.10%)(907

.0%20

0===

d t A A a ?（在5—15%范围内）

每层板上的开孔面积0772.0764.0101.00=?=?=a A A ?m 2 气体通过筛孔的气速为s m A V u S o /92.110772

.092

.00===

筛孔排列图见坐标纸，实排孔n=1015×4-35×2=3990,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。

2、提馏段

取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的板厚为mm 3,取0.3/0=d t ， 故孔中心距mm t 0.1550.3=?=

塔板上的筛孔数3490678.00

.181011581011582

3

23=??=??=a A t n ， 筛孔排列图见坐标纸，实排3110，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔1280，实开1830。

0359.0)005.0(785.018304

22=??==D n

A O π

m 2

则%3.5%100678

.00359

.0%0=?==

a A A ?（在5—15%范围内） 气体通过筛孔的气速为s m A V u S o /42.110359

.041

.00=== 五、塔的有效高度Z

精馏段 ()m H N Z T p 24.016)1(=?-=-= 提馏段 ()m H N Z T p 24.016)1(=?-=-= 精馏段与进料板间的距离可以取0.4m ， 故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m

第九章 筛板的流体力学验算

一、精馏段筛板的流体力学验算\ 1.气体通过筛板压强相当的液柱高度h p

σh h h h l c p ++=

(1)、干板压降相当的液柱高度c h

67.13/5/0==σd ，查干筛孔的流量系数图得，C 0=0.84

m C u h L V c 0269.08.87730.284.092.11051.0051.02

2

0=??? ?????? ???=???

? ?????

? ??=ρρ （2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h

s

m A A V u f T S a /878.00816

.0130.192

.0=-=-=

33.130.2878.0=?==V a a u F ρ

由充气系数o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε﹦0.62

m h h h h ow w o L o l 0372.006.062.0)(=?=+==εε

（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh

m gd h L 00199.0005

.081.98.8771045.214430=????==-ρσσ，

故m h p 066.000199.00372.00269.0=++=

单板压降 kPa Pa g h P L p P 7.056881.98.877066.0<=??==?ρ

二、提馏段筛板的流体力学验算 1、干板压降相当的液柱高度c h

67.13/5/0==σd ，查干筛孔的流量系数图得，C 0=0.84

m C u h L V c 0265.00.96070.284.042.11051.0051.02

2

=??? ?????? ???=???

? ?????

? ??=ρρ 2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h

s

m A A V u f T S a /391.00816

.0130.141

.0=-=-=，

64.070.2391.0=?==V a a u F ρ

由充气系数o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε﹦0.73

m h h h h ow w o L o l 0438.006.073.0)(=?=+==εε

3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh

m gd h L 00169.0005

.081.90.9601092.19443

0=????==-ρσσ，

故m h p 072.000169.00438.00265.0=++=

单板压降 kPa Pa g h P L p P 7.067881.90.960072.0<=??==?ρ

二、雾沫夹带量v e 的验算 1、精馏段雾沫夹带量v e 的验算

]

9[2.36107.5???

?

??-?=

-f T

a v h H u e σ

气液气液kg kg kg kg /1.0/0015.006.05.24.0878.01045.21107.52

.336<=??

? ???-??=--

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 2、提馏段雾沫夹带量v e 的验算

气

液气液kg kg kg kg h H u e f T a v /1.0/0012.006.05.24.0391.01092.19107.5107.52

.3362

.36<=??

? ???-??=???

?

??-?=

---σ故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 三、漏液的验算 1、精馏段漏液的验算

()V

L L ow

h h C u ρρσ/13.00056.04.40-+='

()s m /7.730

.28

.87700199

.006.013.00056.084.04.4=-?+?= 筛板的稳定性系数)5.1(55.17.792

.110>=='=

OW

u u K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 2、提馏段漏液的验算

()V

L L ow

h h C u ρρσ/13.00056.04.40-+='

()s m /5.770

.20

.96000169

.006.013.00056.084.04.4=-?+?= 筛板的稳定性系数)5.1(52.15.742

.110>=='=

OW

u u K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 四、液泛验算 1、精馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()

w T d h H H +≤φ

d l p d h h h H ++=， m h l l h w s d 0121.0024

.0792.00015.0153.0153.02

20=?=?=）（）（

138.00121.006.0066.0=++=Hd m

取5.0=φ，则()

()m h H w T 225.0049.04.05.0=+=+φ

()w T d h H H +<φ

故在设计负荷下不会发生液泛。 2、提馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()

w T d h H H +≤φ

d l p d h h h H ++=， 0122.0027

.0792.00017.0153.0153.02

20=?=?=）（）（

h l l h w s d m 123.00121.006.0051.0=++=Hd m

取5.0=φ，则()

()m h H w T 225.0049.04.05.0=+=+φ

()w T d h H H +<φ

故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。

甲醇水筛板精馏塔课程设计

化学与化学工程学院 《化工原理》专业课程设计 设计题目常压甲醇－水筛板精馏塔设计 姓名：潘永春 班级：化工101 学号： 2010054052

指导教师：朱宪 荣 课程设计时间2013、6、8——2013、6、20 化工原理课程设计任务书 专业：化学与化学工程学院：化工101 姓名：潘永春 学号 20100054052 指导教师朱宪荣 设计日期： 2013 年6月8日至 2013年6月20日 一、设计题目：甲醇－水精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件： 1、设计任务 生产能力（进料） 413.34Kmol/hr 操作周期 8000小时/年 进料组成甲醇0.4634 水0.5366（质量分率下同） 进料密度 233.9Kg/m3 平均分子量 22.65 塔顶产品组成 >99% 塔底产品组成 <0.04% 2、操作条件 操作压力 1.45bar （表压） 进料热状态汽液混合物液相分率98% 冷却水 20℃ 直接蒸汽加热低压水蒸气 塔顶为全凝器，中间汽液混合物进料，连续精馏。 3、设备形式筛板式或浮阀塔

4、厂址齐齐哈尔地区 三、图纸要求 1、计算说明书（含草稿） 2、精馏塔装配图（1号图，含草稿） 一．前言5 1.精馏与塔设备简介 5 2.体系介绍 5 3.筛板塔的特点 6 4.设计要求: 6 二、设计说明书7 三．设计计算书8 1.设计参数的确定8 1.1进料热状态8 1.2加热方式8 1.3回流比（R）的选择8 1.4 塔顶冷凝水的选择 8 2.流程简介及流程图 8 2.1流程简介8 3.理论塔板数的计算与实际板数的确定9 3.1理论板数计算9 3.1.1物料衡算9 3.1.2 q线方程9 3.1.3平衡线方程10 3.1.4 Rmin和R的确定10 3.1.5精馏段操作线方程的确定10 3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定10 3.1.7提馏段操作线方程的确定10 3.1.8逐板计算10 3.1.9图解法求解理论板数如下图: 12 3.2实际板层数的确定12 4精馏塔工艺条件计算12 4.1操作压强的选择12 4.2操作温度的计算13

海川化工论坛_液氨站氮气置换方案

鄂尔多斯联合化工有限公司60/104化肥项目 液氨站氮气置换方案 （编号ELAF-015-001） 编制：徐宝安 审核： 审定： 批准： 内蒙古鄂尔多斯联合化工有限公司 （合成氨分厂）

目录 1．编制依据 2．编制目的 3．氮置换具备的条件 4．人员准备 5．物资准备 6．氮置换步骤 7．安全注意事项

1.编写依据 PID流程图，操作原则。 2.置换目的 利用N2置换氨罐中的空气，是为了避免氨罐在首次引液氨时产生空气和气氨爆炸性混合物。 3.N2置换具备条件 3.1 有足够的低压N2。 2101FA/B已机械竣工，水压试验结束，设备、管道等按PID检查正确无误。 所有阀门、安全阀、仪表已检查和校验处在投用状态。 氨罐区公用工程系统已投用。 氨罐除锈及机械清扫工作结束。 4.人员准备 工艺人员: 4人 安全人员: 1人 检修人员:1人 指挥人员:1人 5.物资准备 见物资准备表 6.为了置换彻底N2置换分两个部分：第一部分包括2010FA/B、2101-F、 2101-C、2101JA/B/C等设备和管道。第二部分2101L。 6.1第一部分置换步骤 6.1.1关闭NH-0508-8″去尿素的截止阀，

6.1.2.关闭2101L入口阀，NH0546-4″、NH0545-4″、NH0519-1″、 NH0537-10″、NH0538-3″、NH0547-2″、NH0548-2″NH0543-4″、NH0535-1.5″上截止阀。 6.1.3.关闭SP501伐，NH0525-1.5″NH0507-14″NH0513-14″上截止阀。 6.1.4.打开NH0502-6″截止阀。 6.1.5. 打开电动阀MOV2007、MOV2009。 打开2101J/JA的进出口阀，最小流量线阀，泵公共出口阀。 打开NH2034-4″上去尿素的界区截止阀、止逆阀。 6.1.5 投用LI2009A、LI2010A、LI2011A、LI2012A，投用所有安全阀和仪 表根部阀。 6.1.6 打开2101FA/B底部的4″导淋阀，慢慢打开N2源截止阀，通过节流 孔板以300nm3/h的速度充N2到2101FA内，小心控制罐内压力不超过 0.005MPag，同样调节以300nm3/h充N2到2101FB内。 6.1.7 实行连续充N2，连续排放的方法进行置换，排放时，可在管路中所 有的导淋点排放（如2101FA/B进出口导淋，6″到尿素管线上导淋）和在PV2003处排放。 6.1.8 在连续排放时，在2010D顶部1.5″阀处取样分析O2含量。 6.1.9 在分析O2含量小于5%时，关闭排放点。 6.1.10 继续置换空气，直到从所有的排放点取样分析O2含量小于5%，N2 置换合格后关闭所有排放点，用PIC2003控制压力在0.00 5MPag。 6.1.11 N2置换合格后，用N2保持氨罐压力0.005MPag 24小时以上，以确 保在管道端点死角的剩余O2的扩散。 6.1.12 在氨罐内保持0.005MPag压力24小时，关闭4″导淋和充氮阀，每

化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计

化工原理课程设计 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间：2010、12、20-2011、1、6

化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2.工艺参数的确定 基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。 3.主要设备的工艺尺寸计算 板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2 图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4)

1概述 (5) 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1 流程简介 (7) 2.2 工艺参数选择 (8) 3 工艺计算 (9) 3.1物料衡算 (9) 3.2理论塔板数的计算 (10) 3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据 (10) 如表3-1 (10) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3 平衡线 (11) 3.2.4 回流比 (12) 3.2.5 操作线方程 (12) 3.2.6 理论板数的计算 (12) 3.3 实际塔板数的计算 (13) 3.3.1全塔效率ET (13) 3.3.2 实际板数NE (14) 4塔的结构计算 (15) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (15) 4.1.1平均分子量的计算 (15) 4.1.2 平均密度的计算 (16) 4.2塔高的计算 (17) 4.3塔径的计算 (17) 4.3.1 初步计算塔径 (17) 4.3.2 塔径的圆整 (18) 4.4塔板结构参数的确定 (19) 4.4.1溢流装置的设计 (19) 4.4.2塔盘布置（如图4-4） (20) 4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 (21) 4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 (21) 5 精馏塔的流体力学性能验算 (22) 5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (22) 5.1.1液沫夹带校核 (22) 5.2.2塔板阻力校核 (23) 5.2.3溢流液泛条件的校核 (25) 5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核 (26) 5.2.5 漏液限校核 (26) 5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图 (26) 5.3 塔结构数据汇总 (29) 6 塔的总体结构 (30) 7 辅助设备的选择 (31) 7.1塔顶冷凝器的选择 (31) 7.2塔底再沸器的选择 (32) 7.3管道设计与选择 (33)

循环水泵节能改造方法措施与案例

在石油、化工、冶金、医药、电力等行业都大量应用循环水泵，其耗电量不容小视。对循环水泵系统进行节能改造，对企业降耗增效具有很大经济价值。 我公司长期致力于水泵系统节能服务，改造了数十台循环水泵，有丰富的实践经验和体会，在此和大家交流、分享。 我们把水泵系统节能原理概括为一句话，就是“用高效水泵在高效点工作，降低管路损失尤其是降低或消除节流损失”。 这句话包含了高效水泵（水泵效率）、高效点、管路损失三个关键词，也是水泵系统节能的三个关键点。 （1）高效水泵（水泵效率）：要节能，水泵效率必须高。水泵效率高低首先取决于设计水平，其次取决于制造精度和质量； （2）高效点：同一台水泵，在不同的流量点其效率是不同的，一般在额定工况附近效率最高，如果偏离额定工况较多，水泵额定效率即便很高，其实际运行效率也不高。 再延伸一点说，高效点还要考虑电机的负荷率和电机高效区，也就是说要使整个水泵系统总效率处于综合高效点。 （3）管路损失：管路损失要尽可能降低，尽量消除节流损失。 我们就是通过紧紧瞄准水泵效率、高效点、管路损失这三个关键点，对水泵实际运行工况进行科学分析和诊断，利用先进理论和科学方法，找出水泵系统存在的问题，有针对性地采取切实有效的措施，全面深入挖掘各项潜力，提高水泵额定效率、使水泵实际工作参数处于高效点、最大限度地降低管路损失，通过三方面的有机结合，实现节能目标，这就是我们

的节能原理。 我公司的具体节能措施有以下几点： 1、现场调研，正确诊断系统存在问题，有的放矢，精准确定设计参数。 2、凭借高超设计水平和节能理念，提高设计工况点的额定效率。 广泛学习和利用三元流等先进设计理论，结合CFD流场分析和动态模拟，瞄准特定工作范围，借鉴优秀水利模型，采用先进CAD设计软件，最重要的是我们有经验丰富的高级设计师，将几十年的设计经验和体会融入其中，使设计的水泵及叶轮效率接近特定工况的极限值，用高效水泵或高效叶轮（三元流叶轮）替换旧泵或旧叶轮。 3、消除工况偏移造成的效率低下。 普通水泵都是系列化定型产品，用适当间隔的有限的规格参数，来满足千差万别的工况，不可能针对某厂具体需要参数来设计制造。 水泵产品型谱的有限性和实际生产工况参数千差万别的多样性，必然会造成水泵性能参数和实际生产工艺需求及管路实际阻力之间的不完全匹配，这就导致水泵偏离高效运行区间；由于各种原因造成水泵负荷的变化也会导致水泵偏离高效区；这都会导致效率低下，造成能源浪费。 我们根据具体情况，采取各种措施消除工况偏移状况，使水泵重回高效区工作。 4、量身定做，专门设计制造，消除无用功耗。 设计院在工程设计时，一般没有对每台水泵的流量需求、管道阻力进行精确计算，普遍采用类比估算，为了安全可靠相对比较保守。

筛板精馏塔设计示例

3.5筛板精馏塔设计示例 3.5.1 化工原理课程设计任务书 设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41(苯的质量分率)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。 设计条件如下：表3-18 操作压力 进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址 4kPa(塔顶常压)自选自选w0.7kPa ET=52%天津地区 试根据上述工艺条件作岀筛板塔的设计计算。 3.5.2 设计计算1设计方案的确定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。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。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。 2精馏塔的物料衡算 (1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量—~'：'■- 甲苯的摩尔质量匚丁 0.41/78. H 0.41/78J1 +0.59/92.13 (2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 二0.450X7E.11 + (l-0 450)x9213 =託尾如畑H ^=0.966x78 1U(1-0.9 13 few? ^ = 0.012x73.11 + (1-0.012)x92.13 = 91.9^/^? (3 )物料衡算 F = = 46.6 A 原料处理量二二一 0.450

总物料衡算46.61 = D+ W 苯物料衡算46.6 1X0.45 = 0.966D + 0.012 W 联立解得D = 21.40 kmol / h W=25.21kmol/h 3塔板数的确定 （1）理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y图，见图3-22。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45 ）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 y q = 0.667 xq = 0.450 故最小回流比为? 2 1■' 取操作回流比为77■■ ■―■:--' ③求精馏塔的气、液相负荷 L = R^D= 2.76x 21.40 = 7+1）D =（2 76 +l）x 21 40 = 80.46^；^ Z r= L + ^ = 59.06+46,^1 =

乙醇——水筛板精馏塔工艺设计-课程设计

学院 化工原理课程设计任务书 专业： 班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间

1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大

板式精馏塔课程设计

《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师

化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论

五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。

负离子乳胶漆的研究及应用进展

负离子乳胶漆的研究及应用进展 摘要：介绍了空气中负离子的作用、负离子乳胶漆释放负离子的原理和国内外负离子乳胶漆产品的研发进展。 关键词：负离子;乳胶漆;负离子涂料 室内环境是人们接触最频繁、最密切的地方，据统计，已发现的室内空气污染物有300多种。空气负离子是空气中的中性分子结合电子而形成的带负电荷的气体离子。当空气中负离子浓度较高时，能抑制多种病菌的繁殖，降低血压和消除疲劳，促进人体的生长和发育，因而人们将空气负离子比喻为“空气中的维生素”。在环境评价中，空气负离子已成为衡量空气质量的一个重要参数。为了增加居住环境中的负离子浓度，人们采用了各种各样的方法(负离子发生器、人造瀑布、负离子织物等，目前采用最普遍和最有效的方法是涂刷负离子内墙乳胶漆。 1负离子的作用 当人们漫步在森林、瀑布或海滩的时候，会感觉到空气清新、心情舒畅，这是因为这些场所负离子浓度较大的缘故，经过人们多年的研究，总结出了负离子浓度同人体健康的关系(见表1)。 表1负离子浓度同人体健康的关系 2负离子乳胶漆释放负离子的机理 负离子涂膜在宏观上表面光洁致密，但在微观上是高分子纤维网结成的多孔膜。正是这种孔隙的存在，使得空气分子可以与乳胶漆中的填料颗粒作用(见图1)。

图1乳胶漆成膜后产生空气负离子示意 负离子具体释放机理为：空气中的水蒸气通过孔隙与涂层中的负离子粉体相接触，在负离子粉体的作用下发生如下反应： 3负离子乳胶漆的研究现状 负离子对人体和生态环境的重大作用已被国内外医学界广泛认可。随着工业的发展、环境污染日益严重，空气中负离子浓度越来越低，人类健康受到威胁。为了改善空气质量，增加空气中负离子的浓度，人们研制了各种产生负离子的仪器设备和材料。 3.1国外研究现状 国外对空气负离子研究较早，在1932年美国RCA公司的汤姆逊发明了世界上第一台医用空气负离子发生器，之后空气负离子研究在欧、美、日经历了很长时间的发展。但是由于负离子发生器有其不可避免的缺陷，如产生臭氧、氮氧化合物，以及采用高压放电引起的耗能和安全问题，人们开始考虑采用其他环保材料。日本学者Kubo发现电气石具有永久性自发电极，而且其表面电场可以电离空气中的水分子，并可添加到涂料、织物、陶瓷等物品中，生产具有负离子功能的生活用品。 日本、美国、韩国等国家对于负离子涂料的研究位居世界前列，日本立邦涂料采用丙烯酸系列树脂、阻燃材料、无机填充材料及水制成一种负离子涂料，其中添加的负离子粉体为电气石及电融稳定化氧化锆粉末，其涂刷房间中的负离子浓度为1200～2000个/cm3。日本涂料研究开发中心研制的三立漆采用多种无机材料组合而成，该涂料除了具有良好的涂膜性能外，还具有透气、凋湿、杀菌抗霉、净化空气及产生负离子的功能。日本神东涂料公司采用功能性人工陶瓷粉，经特殊处理后加入涂料，因其含有微弱放射性稀有元素，可以放出短

海川化工论坛-热水二段型溴化锂吸收式冷水机组

浓溶液1稀溶液1加热热水冷水冷剂水浓溶液2稀溶液2冷却水 冷水出靶式流量计冷水进靶式流量计冷却水进靶式流量计蒸发温度1发生器温度2热水进口温度3溶晶管温度45蒸发器液位6自动抽气装置液位7冷却水进温度8冷水进温度冷水出口温度9热水出口温度

基本原理 溴化锂水溶液只是吸收剂，其中的水才是真正的制冷剂，利用水在高真空下低沸点汽化，吸收热量达到制冷目的。 首先由真空泵将机组抽至高真空状态，为低温下水的沸腾创造了必要条件。又由于溴化锂水溶液有低于冷剂水的沸点压力，两者之间存在压力差，所以后者具有了吸收水蒸气的能力，因此提供了使得冷剂水连续沸腾的可能性。 热水二段型机组由两个发生器、冷凝器、蒸发器和吸收器组成基本分开又有一定联系的两个独立制冷剂和吸收剂工作循环系统。热水、冷水和冷却水串联在两个循环系统之间，而且热水与冷水、冷却水相向而行，形成彼此间逆流热交换。 溶液泵将吸收器里的稀溶液经热交换器送到发生器里去，由热水将它加热浓缩成浓溶液，同时产生冷剂蒸汽。冷剂蒸汽在冷凝器中冷凝成冷剂水，其潜热由冷水带至机外。 冷剂水进入蒸发器后，由冷剂泵经布液器淋激在换热管表面。冷剂水吸收管内冷水的热量，低温沸腾再次形成冷剂蒸汽，与此同时制取低温冷水（本机组提供的冷源）浓缩后的浓缩液经换热器后直接进入吸收器，经布液器淋激于吸收器换热管上。浓溶液一方面吸收蒸发器所产生的冷剂蒸汽后，本身变成稀溶液，另一方面将吸收冷剂蒸发时释放出来的吸收热量转移至冷却水中。 制冷循环是溴化锂水溶液在机内由稀变浓再由浓变稀和冷剂水由液态变汽态再由汽态变液态循环。两个循环同时进行，周而复始。 热交换器是高、低温溶液间相互进行热量交换的设备，有利于提高机组的热效率。

海川化工论坛_ProII-塔设计例题说明(超值)

Prob-20 蒸馏塔设计算例(1) 1、工艺条件 有一泡点物料， F=100kgmol/hr；物料组分和组成如下： 进料组分和组成 C5H12 C4H10 C3H8 组分 C2H6 组成（mol%） 1 79 12 8 2、设计要求 试设计蒸馏塔，将C3和C4分离；塔顶物料要求butane浓度小于0.1％， 塔釜物料要求propane浓度小于0.1％； 试确定该物料的进塔压力；塔的操作压力，理论板数，进料位置，回流比， 冷凝器及再沸器热负荷； 公用工程条件：冷却水30℃，蒸气4kg/cm2(温度143℃)； 冷凝器设计要求热物料入口温度与水进口温之差大于10℃，水的允许温升 为10℃；再沸器冷物料入口温度与蒸气进口温差大于15℃。 塔的回流比取最小回流比的1.2倍。 模拟计算采用SRK方程； 3、塔简化法提示 简化法塔的操作压力无填写对话框，故进料的压力即默认为操作压力。 4、简化计算说明 （1） 须根据公用工程条件确定操作压力，即塔顶冷凝器须采用冷却水冷却，故塔顶上升气相温度应不低于40℃；塔釜再沸器采用蒸气加热，进再沸器 物料温度不得高于128℃。操作压力可以采用简化法试算，即先假设一操 作压力，若温度未满足要求则调整压力，直至温度要求满足为止。 （2） 采用简化法，求理论塔板数和回流比 先假设操作压力8kg/cm2,简化法计算如下图及表所示： 计算结果表明塔顶、塔釜温度分别为16℃和80.4℃，均不满足要求，故

须提高塔的操作压力。 Stream Name Stream Description Phase Temperature Pressure Flowrate Composition ETHANE PROPANE BUTANE PENTANE C KG/CM2 KG-MOL/HR S1 Liquid 23.570 8.000 100.000 0.010 0.790 0.120 0.080 S2 Liquid 16.021 8.000 80.060 0.012 0.987 0.001 0.000 S3 Liquid 80.430 8.000 19.940 0.000 0.001 0.598 0.401 （3） 再假设操作压力16kg/cm2，进行简化计算，结果如下表： Stream Name Stream Description Phase Temperature Pressure Flowrate Composition ETHANE PROPANE BUTANE PENTANE C KG/CM2 KG-MOL/HR S1 Liquid 53.643 16.000 100.000 0.010 0.790 0.120 0.080 S2 Liquid 44.246 16.000 80.060 0.012 0.987 0.001 0.000 S3 Liquid 114.992 16.000 19.940 0.000 0.001 0.598 0.401 简化计算结果塔顶、塔釜温度分别为44.2℃和115℃，均满足要求，故设定压力合适。 简化计算的详细结果如下： MINIMUM REFLUX RATIO 1.07745 FEED CONDITION Q 1.00000 FENSKE MINIMUM TRAYS 16.76383 OPERATING REFLUX RATIO 1.20 * R-MINIMUM

苯-甲苯筛板精馏塔课程设计

河西学院 Hｅxi Ｕniｖersiｔy 化工原理课程设计 题目: 苯-甲苯筛板式精馏塔设计学院：化学化工学院

专业：化学工程与工艺 学号: 姓名: 指导教师： 2014年１２月6日 目录 化工原理课程设计任务书 1．概述 (5) 1.1序言 ....................................................................................................................... ５ 1.2再沸器?5 1.3冷凝器?5 2．方案的选择及流程说明?6 3.塔的工艺计算?6 3.1原料及塔顶塔底产品的摩尔分率?７ 3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7) 3．3物料衡算?7 4．塔板数的确定 (7) 4.1理论塔板数T N (7)

4.2最小回流比及操作回流比?8 ４.３精馏塔的气、液相负荷?８ 4.4操作线方程 .............................................................................. 错误!未定义书签。 4．５图解法求理论塔板数 (9) 4.6实际板层数?9 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据................................................. 错误!未定义书签。 5.1操作压力?9 5．２操作温度?１0 10 ５.３平军摩尔质量? 5.4平均密度?１1 ５.5液体平均表面张力 ........................................................................................... 1２ 5.6液体平均黏度 ..................................................................................................... 1２ 13 ６.精馏塔的塔体工艺尺寸? 6.1塔径 (13) 6.2空塔气速 (13) 6.3实际空塔气速 (14) 6．４精馏塔有效高度?错误!未定义书签。 7．踏板主要工艺尺寸的设计......................................................................................... １5７.１塔板布置 .......................................................................................................... 1８ 7.２.塔板布 置………………………………………………………………………….1８

海川化工论坛14精馏原理

第六章 蒸馏（14学时） 教学目的：通过本章学习，掌握蒸馏的原理、精馏过程计算和优化。教学重点：精馏原理、精馏装置作用精馏分离过程原理及分析 教学难点：精馏原理，部分气化和部分冷凝在实际精馏操作中有机结合的过程。 教学内容： 第一节概述 1、易挥发组分和难挥发组分 液体均具有挥发性，但各种液体的挥发性各不相同。通常沸点较低的组 分挥发性强，称为易挥发组分，沸点较高的组分挥发性较弱，称为难挥 发组分，因此液体混合物加热部分汽化时所生成的气相组成和液相组成 必有差异。利用这一差异，就可将液体混合物分离。 易挥发─沸点低─轻组分 难挥发─沸点高─重组分 2、蒸馏：根据混合液中各组分挥发度的差异而达到分离的单元 按操作方式：可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。生产中以连续蒸馏为主，间歇蒸馏只用于小规模的场合。 2、按蒸馏方法：简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)(易分离或分离要求不高的物系) 精馏(各种物系得到较纯的产品) 特殊精馏(很难分离或普通精馏不能完成的物系) 3、按操作压力：常压(一般情况)；减压(沸点高且热敏性)；加压（常温常压下呈气态，沸点低，冷凝困难）。 双组分和多组分：双组分是多组分的特殊情况；多组分（多用于工业上）。 石油加工：苯、甲苯、二甲苯的分离。 造酒：从发酵的醪液中提取饮料酒。 合成材料：从反应的混合物中提出高纯度的单体（苯乙烯、氯乙稀） 第二节 双组分溶液的汽掖相平衡 本节重点：气液两相平衡物系的自由度、理想溶液和拉乌尔定律 本节难点：汽液相组成与温度（泡点、露点）的关系

6-1 溶液的蒸气压及拉乌尔定律 1、理想溶液：指其中各个组分都在全部浓度范围内服从拉乌尔定律 2.拉乌尔定律：设在纯液体A中逐渐加入较难挥发的溶液B，形成A、B的溶液，当A的平衡分压（蒸汽压）P A仅仅由于被B所释放而降低，则：p A = p A o? x A p A o─纯液体A的蒸汽压；x A─溶液中组分A的摩尔分率。 同理，将拉乌尔定律用于组分B为：p B=p B o x B 3.道尔顿分压定律: p = p A + p B p A = p A o x A = p A o x p B = p B o (1-x) 精馏原理是根据图所示的t-x-y图，在一定的压力下，通过多次部分气 化和多次部分冷凝使混合液得以分离，以分别获得接近纯态的组分。 理论上多次部分气化在液相中可获得高纯度的难挥发组分，多次部分冷凝在气相中可获得高纯度的易挥发组分，但因产生大量中间组分而使产品量极少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。 6-2 精馏装置流程 一、精馏装置流程：典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、冷凝器、再沸器等，如图所示。用于精馏的塔设备有两种，即板式塔和填料塔，但常采用的

筛板精馏塔设计

目录 1、符号说明 (2) 2.主要物性数据 (4) 2.1苯、乙苯的物理性质 (4) 2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力 (4) 2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度 (4) 2.4苯、乙苯的液相密度 (4) 2.5不同塔径的板间距 (4) 3.工艺计算 (5) 3.1精馏塔的物料衡算 (5) 3.2塔板数的确定 (5) 3.3实际塔板数的求取 (6) 3.4相关物性参数的计算 (7) 3.4.1操作压强 (7) 3.4.2平均温度 (8) 3.4.3平均摩尔质量 (8) 3.4.4平均密度 (9) 3.4.5液体平均表面张力 (11) 3.4.6气液相负荷 (11) 3.5塔和塔板的主要工艺尺寸计算 (13) 3.5.1塔径 (13) 3.5.2溢流装置 (16) 3.5.3弓形降液管宽度 (16) 3.5.4降液管底隙高度 (17) 3.5.5塔板布置 (17) 3.5.6筛孔计算及其排列 (18) 3.6筛板的流体力学计算 (18) 3.6.1液面落差 (20) 3.6.2液沫夹带 (20) 3.6.3漏液 (20) 3.6.4液泛 (21) 3.7塔板负荷性能图 (21) 3.7.1漏液线 (21) 3.7.2雾沫夹带线 (22) 3.7.3液相负荷下限线 (22) 3.7.4液相负荷上限线 (23) 3.7.5液泛线 (23) 6.参考文献 (27)

1、符号说明 1.1英文字母 ?P——气体通过每层筛板的压降，kPa ——塔的截面积，m2 A T C——负荷因子，无因次 t——筛孔的中心距，m ——表面张力为20mN/m的 C 20 u——空塔气速，m/s ——筛孔直径，m d o ——塔板开孔区面积，m2 A a n——筛孔数目 ——降液管截面积，m2 A f P——操作压力，kPa ——筛孔区面积，m2 A o u ——漏液点气速，m/s omin D——塔径，m '——液体通过降液体系的速度，m/s u o e ——液沫夹带量，kg液/kg气 v V ——气体体积流量，m/s n R——回流比 ——气体体积流量，m/s V s ——最小回流比 R min ——边缘无效区宽度，m W c M——平均摩尔质量，kg/kmol W ——弓形降液管高度，m d ——平均温度，℃ T m ——破沫区宽度，m W s g——重力加速度，m/s2 Z——板式塔有效高度，m F ——筛孔气相动触因子 o ——出口堰与沉降管距离，m h l ——与平板压强相当的液柱高度，m h c τ——液体在降液管内停留时 ——与液体流过降液管压强降 h d 相当的液柱高度，m h ——板上清液高度，m f ——堰上液层高度，m h ow H ——出口堰高度，m w H '——进口堰高度，m w hσ——与克服表面张力压强降相当的液柱高度，m L——液相 H——板式塔高度，m V——气相

苯-甲苯筛板精馏塔课程设计

河西学院 Hexi University 化工原理课程设计 题目: 苯-甲苯筛板式精馏塔设计 学院: 化学化工学院 专业:化学工程与工艺 学号: 姓名: 指导教师: 2014年12月6日

目录 化工原理课程设计任务书 1.概述 (5) 1.1序言 (5) 1.2再沸器 (5) 1.3冷凝器 (5) 2.方案的选择及流程说明 (6) 3.塔的工艺计算 (6) 3.1原料及塔顶塔底产品的摩尔分率 (7) 3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7) 3.3物料衡算 (7) 4.塔板数的确定 (7) N (7) 4.1理论塔板数T 4.2最小回流比及操作回流比 (8) 4.3精馏塔的气、液相负荷 (9) 4.4操作线方程 (9) 4.5图解法求理论塔板数 (9) 4.6实际板层数 (9) 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9) 5.1操作压力 (9) 5.2操作温度 (10) 5.3平军摩尔质量 (10) 5.4平均密度 (11) 5.5液体平均表面张力 (12) 5.6液体平均黏度 (13) 6.精馏塔的塔体工艺尺寸 (13) 6.1塔径 (13) 6.2空塔气速 (14) 6.3实际空塔气速 (15)

6.4精馏塔有效高度 (15) 7.踏板主要工艺尺寸的设计 (15) 7.1塔板布置 (17) 7.2.塔板布 置 (18) 8.筛板的流体力学验算 (19) 8.1塔板压降 (19) 8.2液面落差 (20) 8.3液沫夹带 (20) 8.4漏液 (20) 8.5液泛 (21) 9.塔板负荷性能图 (22) 9.1漏液线 (22) 9.2液沫夹带线 (22) 9.3液相负荷下限线 (23) 9.4液相负荷上限线 (24) 9.5液泛线 (24) 10.板式塔常见附件 (26) 10.1进料罐线管径 (27) 11.附属设备 (30) 11.1塔顶空间 (30) 11.2塔底空间. (30) 11.3人孔 (30) 11.4塔高 (30) 12.设计筛板塔的主要结果汇总： (30) 参考文献 (32) 设计心得体会 (32) 成绩评定： ............................................. 错误!未定义书签。

化工行业应用

化工行业数字化之旅罗克韦尔自动化 刘俊杰

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海川化工论坛_机泵维护检修规程

1．离心泵维护检修规程SHS 01013-2004

1 总则 1.1 主题容与适用围 1.1.1 本规程规定了离心泵的检修周期与容、检修与质量标准、试车与验收以及维护与故障处理。 1.1.2 本规程适用于石油化工常用离心泵。 1.2 编写修订依据 SY-21005-73 炼油厂离心泵维护检修规程 HGJ 1034-79 化工厂清水泵及金属耐蚀泵维护检修规程 HGJ 1035-79 化工厂离心式热油泵维护检修规程 HGJ 1036-79 化工厂多级离心泵维护检修规程 GB/T 5657-1995 离心泵技术要求 API 610-1995 石油、重化学和天然气工业用离心泵 2. 检修周期与容 2.1 检修周期 2.1.1 根据状态监测结果及设备运行状况，可以适当调整检修周期。 2.1.2 检修周期（见表1） 表1 检修周期表月 2.2 检修容 2.2.1 小修项目 2.2.1.1 更换填料密封。 2.2.1.2 双支承泵检查清洗轴承、轴承箱、挡油环、挡水环、油标等，调整轴承间隙。 2.2.1.3 检查修复联轴器及驱动机与泵的对中情况。 2.2.1.4 处理在运行中出现的一般缺陷。 2.2.1.5 检查清理冷却水、封油和润滑等系统。 2.2.2 大修项目 2.2.2.1 包括小修项目。 2.2.2.2 检查修理机械密封。 2.2.2.3 解体检查各零部件的磨损、腐蚀和冲蚀情况。泵轴、叶轮必要时进行无损探伤。2.2.2.4 检查清理轴承、油封等，测量、调整轴承油封间隙。 2.2.2.5 检查测量转子的各部圆跳动和间隙，必要时做动平衡检验。 2.2.2.6 检查并校正轴的直线度。 2.2.2.7 测量并调整转子的轴向窜动量。 2.2.2.8 检查泵体、基础、地脚螺栓及进出口法兰的错位情况，防止将附加应力施加于泵体，必要时重新配管。

化工原理筛板精馏塔课程设计案例

吉林化工学院 化工原理课程设计 题目 ____________ 筛板精馏塔分离苯一甲苯工艺设计

教学院化工与材料工程学院 专业班级材化0801 ____________ 学生姓名______________________ 学生学号08150108____________ 指导教师张福胜___________________ 2010年6月14日

5.1塔顶冷凝器设计计算 (23) 5.2泵的选型 (24) 5.4塔总体高度的设计 (25) 目录 摘要 ....................................................... 一 绪论 ....................................................... 二 第一章流程及流程说明 (1) 第二章 精馏塔工艺的设计 (2) 2.1产品浓度的计算 (2) 2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (2) 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2 2.2最小回流比的确定 (3) 2.3物料衡算 3 2.4精馏段和提馏段操作线方程 (3) 2.4.1求精馏塔的气液相负荷 2.4.2求操作线方程 3 2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置 3 2.6实际板数的计算 3 2.7实际塔板数及实际加料位置 第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 .............. 3.1物性数据计算 (5) 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (9) 3.3筛板流体力学验算 (13) 3.4塔板负荷性能图 (16) 第四章热量衡算 ........................ 4.1塔顶气体上升的焓。 (21) 4.2回流液的焓 ° . 21 4.3塔顶馏出液的焓^厲 (21) 4.4冷凝器消耗焓Q (21) 4.5进料的焓 Q (21) 4.6塔底残液的焓 (21) 4.7再沸器的焓Q (22) 21 第五章塔的附属设备的计算 .................... 23