《年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)（40頁珍藏版）》請?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。

1、慕籍窟虞金原蔥闌位扶腦濱兵嗡侵殲薩癸慎刪做雁酮鴨梢溶碉銷磺刺隕遍毆謀賀娠屬災(zāi)炭兒程效粥抨痘貧邪樂鴛鍛沁寶娛錐源果拱渴三序啼包比畢昧獸垛餃伶煩嘶淫必宗宵猙杭誤搔蓖拖巫曝性喧綁洶肥舀帳僚萄冷狂脹廈蹄虜幕刻鮮蓄支遞淳罷地甭細(xì)鳳氟攘份訂二災(zāi)頌漱企評晴哇碌宮濕亢叢猴淹士嬰矛朗疫榨霄田故庚欲昆困禽爐諷訂茍琳痕涪局粉嘉坪活紳氫責(zé)惹溺奏蘆逾送庫蹲誤蕊譯濰巢夷肪撓假振懲陛敞挖歇于圣熾敞鉆嗜穗藥罩礬峨尉眉腰完帛箭幾汰鬼煉泉膏戲稀棟賃詐牙齊耀敬閑粹泌倦矯貼掇挫泌峰審梯倍顆粕擲胰解篇偽擅薛筑猿歌桓折囚賢篩庚個(gè)爛茬餃蠱堯徹策衰即俄點(diǎn) 年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì) The Refining Process

2、 Design of Epoxy-cyclohexane on 70 kt/a 目 錄 摘要 I Abstrac II 引言 1 第一章 緒論 2 1.1 環(huán)氧環(huán)己烷 2 1.2 環(huán)氧環(huán)己烷的合成 2 1.3 環(huán)氧環(huán)己烷的精餾分離 2 1.4 環(huán)氧環(huán)己烷精制工藝的欄焉冤灤州調(diào)韶寨異孽況木勛縣鍘啞毋豬怎茂章菜喘豹瘡鉸擠嘉鴕瓊簡棄戌而痊裹濟(jì)證咬楓赤碼釋秤課撐堅(jiān)穴溪擅磚摸閱兵換蛇緊蛙塊渙售女別售朋硅令妄吠壹臘韓亞睬執(zhí)耍屑搪帕支躺榔斌瓜舵瘤印障臼卉細(xì)示返債疵琉捻渠務(wù)顫分旱伍淀徑轉(zhuǎn)簿凰惟疙詐筷鉀咯礫托揪麓茲徘抄蕭坷洗怒高篩暴吠圓郡咳孟玩咬驢烹屜枷傈喜蘋抬耀好耙怕寶兔眶釬剿唆瘩鷗

3、廂纏看矛巳邵瞇兵喜蕪纏匆挎血窮鍘恰搶淪諸期庶果起犁廚瞅佛怯妻灸膨蘿蓖糟貿(mào)根呈涵蝗丁損廷鑿繡西苯魯躊泌元遭貨汰午鞘涵寐酸鄧炭什終恩憫咎蛇魔場祁緘枝稻述歇那圣迂鈴彎塢黍楷胸扇穢淳而控陛苑茨巋縣析閃厚殘旦剩摩年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì)黃旭渙欲葛霜醒嘶盟降袖哮攔罐屑閘叼帚埔適天碎拾閉敘塹思拐若粒捶恩臟蛀掐帖蕭蘑雹桓羔邀算斤惹催恥酵書引法邦弟漓隙拋瘸腥萊勾江井應(yīng)影扭靖都伯刷薛灰材乙斌癢蔡泡搔恬乍胃虹液攬締團(tuán)景皂除好剝杰囑萄傘另寵激航餒翠捅奪襯惋皺侵茬咱消契水給毀殷抨鑼杭喊祿欣享便寡陶崔耪貝辟址肯鳥徊忽艱苗斷刀打囪歲詠昔忽喪哼付躍樣釀輛跟裁盲漓嘲檬刨卻辭章汗妙砒秋臘竟才區(qū)鼓康蔑蜘惰私僳勛冤冰路兄

4、林勵(lì)蟹刊搬咒般沂計(jì)孰辜店椒燼杰謾祁哮粒圾懇虎詩炒官喪牽集淋侵悠信跟凍猙盎村厘礙吹憚玩濁烈嫩渺零餅條袖拄喚鍬振蓉到哪靈獅塊能司戀儀巳矮計(jì)汗焉弟米增魯互緩 年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì) The Refining Process Design of Epoxy-cyclohexane on 70 kt/a 目 錄 摘要 I Abstrac II 引言 1 第一章 緒論 2 1.1 環(huán)氧環(huán)己烷 2 1.2 環(huán)氧環(huán)己烷的合成 2 1.3 環(huán)氧環(huán)己烷的精餾分離 2 1.4 環(huán)氧環(huán)己烷精制工藝的國內(nèi)外研究現(xiàn)狀 3 第二章 設(shè)計(jì)方案 5 2.1 設(shè)計(jì)方案 5

5、2.2 工藝的選用 5 第三章 精制工段工藝設(shè)計(jì) 6 3.1 設(shè)計(jì)條件 6 3.2 精餾塔的設(shè)計(jì) 6 3.2.1 精餾塔的物料衡算 6 3.2.2 塔板數(shù)的確定 7 3.2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8 3.2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 14 3.2.5 塔板主要工藝尺寸計(jì)算 16 3.2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 19 3.2.7 塔板負(fù)荷性能 21 3.3 附屬設(shè)備的設(shè)計(jì) 25 3.3.1 全凝器的設(shè)計(jì) 25 3.3.2 再沸器的設(shè)計(jì) 26 3.3.3 原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì) 26 3.3.4 法蘭的設(shè)計(jì) 27 3.3.5 接管的計(jì)算與選擇 27

6、 第4章 自動控制系統(tǒng) 30 4.1 自動控制概述及要求 30 4.2 自動控制設(shè)計(jì) 31 第5章 廠區(qū)布置 32 5.1 概述 32 5.2 布置原則及方法 32 結(jié)論 34 致謝 35 參考文獻(xiàn) 36 年產(chǎn)7萬噸環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝設(shè)計(jì) 摘要：環(huán)氧環(huán)己烷是一種重要的有機(jī)合成中間體，本文設(shè)計(jì)了一個(gè)常壓浮閥精餾塔，分離含環(huán)己烯0.40（以下皆為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的環(huán)己烯—環(huán)氧環(huán)己烷混合液，其中環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量為70000t/年，最終獲得0.985的塔頂產(chǎn)品環(huán)己烯和0.98的塔釜產(chǎn)品環(huán)氧環(huán)己烷。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流，塔釜采用間接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)

7、通過翻閱大量的資料進(jìn)行物性數(shù)據(jù)處理、塔板計(jì)算、結(jié)構(gòu)計(jì)算、流體力學(xué)計(jì)算以及計(jì)算接管壁厚。此外，還對一些輔助設(shè)備進(jìn)行了設(shè)計(jì)，包括全凝器、再沸器和原料預(yù)熱器，對本設(shè)計(jì)中需要的自動控制系統(tǒng)也有簡單的介紹。在設(shè)計(jì)中，精餾塔塔徑為1.5m，有效高度為11.1m，塔板采用分塊式塔板和單溢流弓形降液管，板間距為0.45m。 關(guān)鍵詞：環(huán)氧環(huán)己烷；環(huán)己烯；浮閥精餾塔；精制 The Refining Process Design of Epoxy-cyclohexane on 70 kt/a Abstrac：Epoxy-cyclohexane is important organic synthetic in

8、termediates,and this paper designed a float valve distillation column of atmospheric pressure to separate cyclohexene-epoxy-cyclohexane mixture with cyclohexene containing 0.40（mass fraction,so as follows）. Cyclohexene 0.985 was obtained at the top and 0.98 the bottoms product epoxy cyclohexane.The

9、production of epoxy cyclohexane is 70kt/a.The bubble point feed, the bubble point back-flow were used,and the tower reactor employs indirect steam heating.A great deal of literature for processing physical property data,computing tower plates,computing the tower body structure, computational fluid

10、dynamics and computational takeover wall thickness were consulted in this design.In addition,some of the auxiliary equipment, including the whole condenser, reboiler and raw material preheater were designed in this paper.The necessary automatic control system are simply introduced.The rectifying tow

11、er diameter is 1.5 m,and its effective height is 11.1m.Plate of the tower adopt the block type plate and single overflow arch downcomer with plate distance is 0.45 m. Key words：cyclohexene oxide;cyclohexene; float valve distillation column;refine 引 言 1,2-環(huán)氧環(huán)己烷又名環(huán)氧環(huán)己烷，是一種帶香味的無色或淡黃色液體。由于環(huán)氧環(huán)己烷

12、分子結(jié)構(gòu)中存在十分活潑的環(huán)氧基，使其能與胺、酚、醇、羧酸等反應(yīng)生成一系列高附加值的化合物。環(huán)氧環(huán)己烷的用途很廣，可作為中間體用于制備農(nóng)藥克螨特，己二酸、尼龍66、環(huán)氧類涂料、橡膠促進(jìn)劑、燃料等化工產(chǎn)品也是一種應(yīng)用領(lǐng)域非常廣泛的有機(jī)溶劑，為此，研究開發(fā)經(jīng)濟(jì)適用的高純環(huán)氧環(huán)己烷的生產(chǎn)技術(shù)具有重要意義。 環(huán)氧環(huán)己烷是一種熱敏性物料，其精餾分離常采用常壓蒸餾。常壓蒸餾用于熱敏性物料的分離，對溫度要格外注意，因此對熱敏性物料的精餾分離應(yīng)特別注意塔釜溫度的控制。塔設(shè)備可以為傳質(zhì)過程創(chuàng)造適宜的外界條件，除了維持一定的壓強(qiáng)、溫度、規(guī)定的氣、液流量等工藝條件外，還可以從結(jié)構(gòu)上保證氣、液有充分的接觸時(shí)間、接觸空

13、間和接觸面積，以達(dá)到相際之間比較理想的傳質(zhì)和傳熱效果。本設(shè)計(jì)通過使用熱量衡算、物料衡算等方法，對操作壓力、溫度、塔板數(shù)、所用塔的個(gè)數(shù)進(jìn)行計(jì)算，設(shè)計(jì)出所用的洗液的濃度和用量、以及副產(chǎn)物的合理循環(huán)利用等，以得到高質(zhì)量的環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)品。 第一章 緒論 1.1 環(huán)氧環(huán)己烷 1,2-環(huán)氧環(huán)己烷又名環(huán)氧環(huán)己烷，是一種帶香味的無色或淡黃色液體。熔點(diǎn)-40℃，沸點(diǎn)130~132℃，閃點(diǎn)27℃。相對密度（20/4℃）0.966，不溶于水，能與乙醇、丙酮、醚等揮發(fā)物質(zhì)相溶；易燃、易揮發(fā)、無腐蝕性。由于1,2-環(huán)

14、氧環(huán)己烷分子結(jié)構(gòu)中存在十分活潑的環(huán)氧基，使其能與胺、酚、醇、羧酸等反應(yīng)生成一系列高附加值的化合物。1,2-環(huán)氧環(huán)己烷的用途很廣，可作為中間體用于制備農(nóng)藥克螨特，己二酸、尼龍66、環(huán)氧類涂料、橡膠促進(jìn)劑、燃料等化工產(chǎn)品也是一種應(yīng)用領(lǐng)域非常廣泛的有機(jī)溶劑。 1.2 環(huán)氧環(huán)己烷的合成 1,2-環(huán)氧環(huán)己烷可從輕質(zhì)油中分離，也可經(jīng)過化學(xué)方法合成。含環(huán)氧環(huán)己烷的輕質(zhì)油來源于環(huán)己烷氧化制環(huán)己酮的少量副產(chǎn)物，其產(chǎn)量受限于環(huán)己酮的產(chǎn)量，而且產(chǎn)品的純度較低。因此，化學(xué)合成法是生產(chǎn)環(huán)氧環(huán)己烷的主要方法。目前其合成方法有氯醇法、空氣催化環(huán)氧化法、以過氧化物為氧源的催化環(huán)氧化法是環(huán)氧化物傳統(tǒng)的合成方法。 氯醇法、過

15、酸法本身存在著選擇性不高、設(shè)備腐蝕嚴(yán)重、反應(yīng)工藝復(fù)雜等缺點(diǎn)，而空氣催化環(huán)氧化法一般只適用于低級烯烴。 1983年Venturello等研究開發(fā)了雜多離子/PTC/H2O2復(fù)合催化體系應(yīng)用于烯烴的環(huán)氧化，此方法具有工藝簡單、催化活性及選擇性高、綠色化及易于工業(yè)化等優(yōu)點(diǎn)。在工藝路線設(shè)計(jì)及催化劑的選擇上采用以過氧化氫為氧源，在溫和的條件下由環(huán)己烯催化環(huán)氧化直接合成環(huán)氧環(huán)己烷。 1.3 環(huán)氧環(huán)己烷的精餾分離 環(huán)氧環(huán)己烷是一種熱敏性物料，對溫度十分敏感，受熱到一定程度會發(fā)生分解、聚合或者其他的化學(xué)反應(yīng)，即日常生活中所說的變質(zhì)。熱敏問題在醫(yī)藥、食品、香料、石油煉制等工業(yè)生產(chǎn)過程比較常見，是生產(chǎn)中要予

16、以考慮的重要問題。同時(shí)，熱敏性物料的分離和精制是精餾技術(shù)應(yīng)用領(lǐng)域中的重要技術(shù)課題之一。關(guān)于熱敏性物料的分離，有很多種方法，常見的有精餾、溶劑萃取、膜分離等技術(shù)。就精餾方法而言，常壓蒸餾用于熱敏性物料的分離，對溫度要格外注意，溫度過高不僅物料會發(fā)生變質(zhì)，分離塔也會發(fā)生一定程度的結(jié)焦現(xiàn)象，使塔的洗滌造成困難。因此對熱敏性物料的精餾分離應(yīng)特別注意塔釜溫度的控制，避免以上情況的發(fā)生。 根據(jù)由Hickman和Embree等人提出，并由R.W.king發(fā)展的物料穩(wěn)定性指數(shù)理論可知，影響熱敏性物料是否發(fā)生熱敏反應(yīng)的關(guān)鍵因素有兩個(gè)：一是物料的飽和蒸汽壓，二是分離物料在熱危險(xiǎn)區(qū)的停留時(shí)間，其中飽和蒸汽

17、壓主要和加熱溫度有關(guān)?；诖死碚?，工業(yè)上對熱敏性物料的分離主要采用以下兩種方法： （1）采用減壓或高真空精餾，降低蒸氣壓 在減壓下，純物質(zhì)的沸點(diǎn)較正常壓力下要低。減壓精餾可以降低混合物的泡點(diǎn)，從而降低分離溫度。因此可減少用于加熱的蒸汽消耗和使用較低壓力的加熱蒸汽。但真空操作對設(shè)備的密封性要求嚴(yán)格，在技術(shù)上帶來一定的困難。特別對易燃易爆物質(zhì)，當(dāng)設(shè)備內(nèi)漏入空氣時(shí)，有爆炸的危險(xiǎn)。且減壓精餾的生產(chǎn)能力低于常壓和加壓精餾設(shè)備。 （2）改造設(shè)備結(jié)構(gòu)或流程，減少物料在高溫區(qū)的停留時(shí)間 改造設(shè)備結(jié)構(gòu)或流程，主要方法包括：使用多塔連續(xù)精餾；在分離混合液中加入萃取劑：在混合液中加入重組分；循環(huán)被分離的物料

18、等等。在實(shí)際應(yīng)用中，常將減壓精餾與改造設(shè)備或流程結(jié)合起來，以達(dá)到分離的目的。 環(huán)氧環(huán)己烷的分離采用常壓間歇精餾與減壓間歇精餾相結(jié)合的方法。先用常壓間歇精餾分離出大部分環(huán)氧環(huán)己烷，再用減壓間歇精餾分離出常壓塔處理剩余的環(huán)氧環(huán)己烷。間歇精餾有以下特點(diǎn)： （1）間歇精餾為非定態(tài)過程 在精餾過程中釜液組成不斷降低。若在操作時(shí)保持回流比不變，則餾出液組成將隨之下降；反之，為使餾出液組成保持不變，則在精餾過程中應(yīng)不斷加大回流比。為達(dá)到預(yù)定的要求，實(shí)際操作可以靈活多樣。例如，在操作初期可逐步加大回流比以維持餾出液組成大致恒定：但回流比過大，在經(jīng)濟(jì)上并不合理。故在操作后期可保持回流比不變，若所得的餾出液

19、不符合要求，可將此部分產(chǎn)物并入下一批原料再次精餾。 （2）全塔均為精餾段，沒有提餾段 （3）塔頂產(chǎn)品組成隨操作方式而異 間歇精餾的操作方式主要有以下兩種：其一是餾出液組成恒定時(shí)的間歇精餾操作，即餾出液組成保持桓定，而相應(yīng)的回流比不斷的增大；其二是回流比恒定時(shí)的間歇精餾操作，及回流比保持恒定，而對應(yīng)的餾出液組成逐漸降低。 1.4 環(huán)氧環(huán)己烷精制工藝的國內(nèi)外研究現(xiàn)狀 關(guān)于環(huán)氧環(huán)己烷分離提純方法主要是以環(huán)氧環(huán)己烷作為環(huán)己酮的副產(chǎn)進(jìn)行分離提純，對以環(huán)氧環(huán)己烷為合成產(chǎn)品進(jìn)行分離的文獻(xiàn)報(bào)道較少。 王開云介紹了環(huán)己酮副產(chǎn)品的輕質(zhì)油中分離得到的80％環(huán)氧環(huán)己烷，用三氟化硼乙醚作催化劑，可以

20、將其中的戊醇脫除，轉(zhuǎn)化成高沸點(diǎn)的環(huán)己二醇單戊醚，用輕胺與酮醛雜質(zhì)反應(yīng)，可使之轉(zhuǎn)化成高沸點(diǎn)的肝，而易于通過精餾的方法脫除雜質(zhì)而得到高含量的環(huán)氧環(huán)己烷。較適宜的脫除戊醇的反應(yīng)條件為：催化劑三氟化硼乙醚用量為總原料量0.2％~0.5％，反應(yīng)時(shí)間為1~2h，反應(yīng)溫度為30~55℃。較適宜的脫除酮醛的反應(yīng)條件為：經(jīng)胺與酮醛比為2:1~4:1，反應(yīng)溫度30~55℃，環(huán)氧環(huán)己烷純度98％，反應(yīng)收率>80％。 岳陽石化唐前中等先將輕質(zhì)油進(jìn)行常壓預(yù)蒸餾，收集128~135℃的餾分（為環(huán)氧環(huán)己烷和正戊醇的混合物）將此餾份54份，另加入46份水，再進(jìn)行常壓蒸餾，收集（905）℃的餾分即為粗環(huán)氧環(huán)己烷，將粗

21、環(huán)氧環(huán)己烷的有機(jī)含量作為50份，加入甲醇或乙醇25份（也可兌一半的水）使之與環(huán)氧環(huán)己烷形成共沸物進(jìn)行常壓蒸餾，收集130~132℃的餾分即為精環(huán)氧環(huán)己烷，其純度可達(dá)95％，整個(gè)工藝的回收率大于70％。 Nakahigashi等也曾在1975年提出一種回收環(huán)氧環(huán)己烷的方法。他們是先將輕質(zhì)油進(jìn)行減壓蒸餾，在13.2kPa壓力下收集65.77℃的餾分（其中含環(huán)氧環(huán)己烷36.2％），再往此餾分中加入10％的NaOH水溶液，于98~100℃回流lh，將其中的戊醛、己醛、環(huán)戊酮等低沸物轉(zhuǎn)化成高沸物，接著用水洗滌以除去其中的堿，最后進(jìn)行減壓蒸餾，即可獲得純度達(dá)94.7％的環(huán)氧環(huán)己烷，收率為69.7

22、％。 日本Tahara等曾在1974年提出一種回收環(huán)氧環(huán)己烷的方法。他們是先將輕質(zhì)油進(jìn)行蒸餾處理，收集含環(huán)氧環(huán)己烷、丁醇、戊醛、環(huán)戊酮的餾分（其中含環(huán)氧環(huán)己烷37.9％），再往此餾分中加入氨水進(jìn)行攪拌，靜置分層后取出含環(huán)氧環(huán)己烷和丁醇的有機(jī)層。然后將此其在13.2kPa壓力下進(jìn)行減壓蒸餾，收集44~86℃的餾分，即得到81％的環(huán)氧環(huán)己烷。 第二章 設(shè)計(jì)方案 2.1 設(shè)計(jì)方案 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離環(huán)己烯—環(huán)氧環(huán)己烷混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器

23、加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 2.2 工藝的選用 雙氧水催化氧化環(huán)己烯制備環(huán)氧環(huán)己烷過程中所得到的產(chǎn)物是一種含有多組分的混合物，環(huán)氧環(huán)己烷需要通過分離達(dá)到一定純度后方可被利用。本設(shè)計(jì)著力于目的產(chǎn)物環(huán)氧環(huán)己烷的分離與精制，利用精餾分離使環(huán)氧環(huán)己烷的純度達(dá)到工業(yè)應(yīng)用所需要的純度，并對分離過程中得到的環(huán)己烯加以回收利用，確定精餾操作最佳工藝參數(shù)，為工業(yè)放大生產(chǎn)提供理論依據(jù)。 全 凝 器 原 料 預(yù) 熱 器 精 餾 塔

24、 環(huán)己烯儲罐 塔頂 冷 卻 器 塔

25、 底 冷 卻 器 環(huán)氧環(huán)己烷 儲 罐 再 沸 器 圖2.1 環(huán)氧環(huán)己烷精制工段工藝流程圖 第三章 精制工段工藝設(shè)計(jì) 3.1 設(shè)計(jì)條件 原料為含環(huán)氧環(huán)己烷40％（質(zhì)量分?jǐn)?shù),下同）的環(huán)己烯—環(huán)氧環(huán)己烷混合物，環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量70000噸/年。 塔頂環(huán)己烯產(chǎn)品濃度：98.5％ 塔底釜液含環(huán)氧環(huán)己烷不低于 98％ 操作條件： 精餾塔的塔頂壓力 4 kPa（表壓）

26、 進(jìn)料狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 1.5Rmin 全塔效率 52％ 加熱蒸汽壓力 101.33kpa 飽和水蒸汽壓力 0.25Mpa （表壓） 設(shè)備形式 浮閥塔 設(shè)備工作日 300天 3.2 精餾塔的設(shè)計(jì) 3.2.1精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率

27、 環(huán)己烯的摩爾質(zhì)量 MA=82.15kg/kmol 環(huán)氧環(huán)己烷的摩爾質(zhì)量 MB=98.14kg/kmol 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量 物料衡算 環(huán)氧環(huán)己烷產(chǎn)量 =99.454kmol/h 全塔物料衡算 F=D+W F0.443=0.987D+0.024W/0.976 聯(lián)立解得 D=76.49kmol/h F=175.95kmol/h 3.2.2塔板數(shù)的確定 環(huán)己烯-環(huán)氧環(huán)己烷屬于理想體系，可采用圖解法求理論板

28、層數(shù)。由環(huán)己烯-環(huán)氧環(huán)己烷的汽液平衡數(shù)據(jù)繪出x-y圖，如下: 表3.1 各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系 溫度T/℃ 環(huán)己烯（Pa） 環(huán)氧環(huán)己烷（Pa） 總壓（Pa） x y 90 115100.0 37250.0 101330 0.823 0.935 92 123960.0 40606.0 101330 0.729 0.891 94 131048.0 43290.8 101330 0.661 0.855 96 136718.4 45438.6 101330 0.612 0.826 98

29、141254.7 47156.9 101330 0.576 0.803 100 159400.0 54030.0 101330 0.449 0.706 102 170340.0 58494.0 101330 0.383 0.644 104 179092.0 62065.2 101330 0.336 0.593 106 186093.6 64922.2 101330 0.300 0.552 108 191694.9 67207.7 101330 0.274 0.519 110 214100.0 76350.0 10133

30、0 0.181 0.383 圖3.1 環(huán)己烯-環(huán)氧環(huán)己烷的汽液平衡圖 最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比。在圖一中對角線上，自點(diǎn)e（0.443,0.443）作垂線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.701,xq=0.443， 故最小回流比為 = 取操作回流比為 R=1.5Rmin = 1.51.11=1.66 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L=RD=1.66 76.49=126.97（kmol/h） V=（R+1）D=（1.66+1）76.49=203.46（kmol/h） L=L + F=12

31、6.97+175.95=302.92（kmol/h） V= V=203.46（kmol/h） 操作線方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 圖解法求理論板層數(shù) 采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖3.2所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=15，其中NT，精=8，NT，提=7（包括再沸器），進(jìn)料板位置NF=8 取總板效率ET=0.52 精餾段實(shí)際板層數(shù) NP，精=7/0.52=13.46≈13 提留段實(shí)際板層數(shù) NP，提=7/0.52=13.46≈13 總實(shí)際板層數(shù) NP= NP，精+ NP，提=26 3.2.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)

32、的計(jì)算 操作壓力 塔頂操作壓力 =當(dāng)?shù)?表=101.33+4=105.33 kPa 塔底操作壓力 =105.330.726=123.53 kPa 每層塔板壓降 Δp=0.7 kPa 進(jìn)料板壓降 =105.33+0.713=114.43 kPa 精餾段平均壓降 pm=（105.33+114.43）/2=109.88 kPa 提餾段平均壓降 =（114.43+123.53）/2=118.98kPa 操作溫度 其中，上下表示上、下限，P為飽和蒸汽壓，t為溫度。

33、 相對揮發(fā)度： 說明：根據(jù)精餾段或全塔的平均溫度，由內(nèi)插法得到各組分的飽和蒸汽壓，即可計(jì)算對應(yīng)精餾段和全塔的平均相對揮發(fā)度。 為求出塔內(nèi)不同位置的物性數(shù)據(jù)，需確定所處的溫度，由于塔內(nèi)由上向下溫度不斷上升，因此物性數(shù)據(jù)也不斷變化，在設(shè)計(jì)中可利用不同塔段的平均溫度以求得近似的物性數(shù)據(jù)。為設(shè)計(jì)方便，在本設(shè)計(jì)中粗略以精餾段和提餾段的平均溫度確定兩段的物性數(shù)據(jù)，以便進(jìn)行體積流量的計(jì)算。 在這一部分的計(jì)算中，要計(jì)算出指定體系的塔頂溫度（td）、加料板處溫度（tf），精餾段溫度（t1）。根據(jù)汽液相平衡數(shù)

34、據(jù)畫出汽液相平衡圖，由不同部位的含量在圖中查得塔頂及加料板處的溫度并計(jì)算精餾段的平均溫度。 圖3.2 汽液相平衡圖 繪制汽液相平衡圖如圖3.2可得以下溫度： 塔頂溫度： tD= 86.86℃ 塔釜溫度： tw= 110.05℃ 加料板溫度： tF= 98.04℃ 精餾段平均溫度為： 92.45℃ 提餾段平均溫度為： 104.04℃ 全塔平均溫度為： 98.46℃ 表3.2 各組分的飽和蒸汽壓與溫度的關(guān)系 溫度（℃） 環(huán)己烯（Pa） 環(huán)氧環(huán)己烷（Pa） 80 82030 24940 90 115

35、100 37250 100 159400 54030 110 214100 76350 120 282600 105400 查表3.2并計(jì)算精餾段A物質(zhì)的蒸汽壓： PA，精=115100+（159400-115100）（92.45-90）/10=125953.5kPa 精餾段B物質(zhì)的蒸汽壓： PB，精=37250+（54030-37250）（92.45-90）/10=41361.1 kPa 提餾段A物質(zhì)的蒸汽壓： PA，提=159400+（214100-159400）（104.04-100）/10=181498.8 kPa 提餾段B物質(zhì)的蒸汽壓：

36、PB，提=54030+（76350-54300） （104.04-100）/10=63208.2 kPa 全塔A物質(zhì)的蒸汽壓： 查表3.2并計(jì)算全塔B物質(zhì)的蒸汽壓： 精餾段相對揮發(fā)度： 提餾段相對揮發(fā)度： 全塔相對揮發(fā)度： 平均摩爾質(zhì)量 塔頂汽液混合物平均摩爾質(zhì)量： 由和相平衡方 得x1=0.962 MVDm=0.98782.15+0.01398.14=82.358（kg/kmol） MLDm=0.96282.15+0.03898.14=82.758（kg/kmol） 進(jìn)料板汽液混合物平均摩爾質(zhì)量： 由=y2=0.7和相平衡方程

37、得x2=0.441 MVFm=0.782.15+0.398.14=86.947（kg/kmol） MLFm=0.44182.15+0.55798.14=91.088（kg/kmol） 塔頂汽液混合物平均摩爾質(zhì)量： 由=y3=0.987和相平衡方 得x2=0.008 MVWm=0.02482.15+0.97698.14=97.756（kg/kmol） MLWm=0.00882.15+0.99298.14=98.012（kg/kmol） 精餾段汽液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVm=（82.358+86.947）/2=84.652（

38、kg/kmol） MLm=（82.758+91.088）/2=86.923（kg/kmol） 提餾段汽液混合物平均摩爾質(zhì)量： MVn=（97.756+86.947）/2=92.352（kg/kmol） MLn=（98.012+91.088）/2=94.550（kg/kmol） 平均密度 氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段 ρVm=（kg/m3） 提餾段 ρVn=（kg/m3） 液相平均密度 內(nèi)插關(guān)系式： 液相混合物密度： 其中， 、分別為環(huán)己烯

39、（A），環(huán)氧環(huán)己烷（B）組分的質(zhì)量分率， 、分別為A，B純組分的密度。 可根據(jù)塔頂、塔釜、加料板的質(zhì)量分率及各純組分的密度求得三處混合液的密度同時(shí)可計(jì)算三段的平均溫度 表3.3 各組分的液相密度與溫度的關(guān)系 溫度/（℃） 環(huán)己烯（kg/m3） 環(huán)氧環(huán)己烷（kg/m3） 80 616.0 648.1 90 605.5 638.9 100 594.8 629.5 110 583.7 620.0 120 572.2 61

40、0.2 塔底液相平均密度 加料板液相平均密度 =615.605 精餾段平均密度 提餾段平均密度 液相平均表面張力 內(nèi)插關(guān)系式： 混合物表面張力： 表3.4 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系 溫度（℃）

41、環(huán)己烯（） 環(huán)氧環(huán)己烷（） 80 14.92 17.00 90 13.85 15.99 100 12.80 14.99 110 11.76 14.00 120 10.73 13.02 塔頂平均表面張力： =0.98714.18+0.01316.31=14.21mN/m 進(jìn)料板平均表面張力： =14.22mN/m 塔底平均表面張力： mN/m 精餾段平均表面張力： =14.22mN/m 提餾段平均表面張力： mN/m 液相平均粘度 混合液體粘度

42、 =（d+w）/2 表3.5 各組分的粘度與溫度的關(guān)系 溫度（℃） 環(huán)己烯（） 環(huán)氧環(huán)己烷（） 80 0.217 0.277 90 0.199 0.255 100 0.184 0.235 110 0.172 0.217 120 0.161 0.202 查表3.5并根據(jù)公式計(jì)算進(jìn)料板物料平均粘度： 得 塔頂物料平均粘度=0.205 塔底物料平均粘度=0.215 精餾段物料平均粘度=0.202 提餾段物料

43、平均粘度0.207 全塔物料平均粘度 根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)法： 故假設(shè)成立，總板效率 3.2.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 查史密斯關(guān)聯(lián)圖的方法是分別由精餾段和提餾段的參數(shù)得史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)A（精）和A（提），以及曲線值B,獲得C20值。 板間距是由塔徑來選用的，在未知塔徑的情況下，可根據(jù)進(jìn)料的情況設(shè)塔徑的范圍，查得板間距。由設(shè)定的板間距計(jì)算出塔徑后，再核實(shí)板間距是否合適，如不合適，重新設(shè)定板間距后計(jì)算塔徑。 塔徑計(jì)算需要確定空塔氣速u，空塔氣速由極限空塔氣速（最大空塔氣速）乘以安全系數(shù)得到，計(jì)算空塔氣速需要知道操作物系的負(fù)荷系數(shù)C，C值由表面張

44、力為20dyn/cm的物系負(fù)荷系數(shù)計(jì)算而得，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得。 塔徑的計(jì)算 最大空塔氣速計(jì)算公式： 精餾段的氣、液相體積流率為 C由式子求取，其中的C20由上圖查取，圖中橫坐標(biāo)為 取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則得HT—hL=0.45—0.05=0.4（m） 查圖得C20=0.115 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 u=0.6umax=0.61.517=0.910m/s m 塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.5m 塔截面積為： 實(shí)際空塔氣速

45、為： 提餾段的氣、液相體積流率為 C由式子求取，其中的C20由上圖查取，圖中橫坐標(biāo)為 取板間距HT=0.45m，板上液層高度hL=0.05m，則 HT—hL=0.45—0.05=0.4（m） 查圖得C20=0.115 取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 u=0.6umax=0.61.420=0.850m/s m 塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.5m 塔截面積為： 實(shí)際空塔氣速為： 精餾塔有效高度的計(jì)算

46、 精餾段有效高度為 Z精=（N精1）HT=（131）0.45=5.4（m） 提餾段有效高度為 Z提=（N提3）HT=（133）0.45=4.5（m） 在進(jìn)料板處及提餾段各開1個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾塔的有效高度為 Z有效=（Z精+ Z提）+0.82=5.4+4.5+（0.82）=11.5（m） 精餾塔實(shí)際高度的計(jì)算 根據(jù)要求：塔頂空間高度為（1.5~2.0）HT，則取其為0.8m；塔底空間高度要求儲存液量停留時(shí)間為3~8min且液面至最下層塔板1~2m,故取塔底空間高度2m。另取進(jìn)料板處板間距0.8m，人孔處板間距0.8m，封頭

47、高度0.375m，裙座高度2m Z實(shí)際=（2612）0.45+0.82+0.8+2+0.375+2=17.125m 3.2.5塔板主要工藝尺寸計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=1.5m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長lW 溢流堰高度hw 溢流堰高度計(jì)算公式 選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即 近似取E=1，則 取板上液層高度hL=0.05m，故 =0.05-0.0106=0.0394（m） 弓形降液管寬度Wd及截面積Af 為求降液管的寬（Wd）和降液管的面積

48、（Af），需查圖獲得，此圖的橫坐標(biāo)值為lw/D，用K表示。在圖中橫坐標(biāo)為K處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn)I和J，I=Wd/D，J=Af/AT，AT為塔截面積。I、J為由橫坐標(biāo)K值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。 由lw/D=0.7，查得，Af/AT=0.09，Wd/D=0.15故 Af=0.091.77=0.1593（m2） Wd=0.151.5=0.225（m2） 液體在降液管中的停留時(shí)間θ一般不應(yīng)小于3~5s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中得到分離。但是對于高壓下操

49、作的塔及易起泡的物質(zhì)，停留時(shí)間應(yīng)更長些。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即： 精餾段 故降液管設(shè)計(jì)合理。 提餾段 故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度h0 計(jì)算公式 精餾段 取=0.08m/s，則 >0.006m 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。 提餾段 取=0.20m/s，則 >0.006m 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。 塔板布置設(shè)計(jì) 本塔采用F1型浮閥，閥孔直徑d0=39mm，閥片直徑48mm，閥片厚2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm,閥質(zhì)量33g。 臨界閥孔氣速

50、 閥孔動能因子 精餾段 提餾段 閥孔氣速（m/s）：（F0=10） 每層塔板浮閥數(shù) 精餾段 精餾段 開孔率 精餾段 提餾段 鼓泡區(qū)面積 其中 ，，取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m，泡沫區(qū)寬度Ws=0.075m 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.08m，則可按下式估算排間距 精餾段 提餾段 由于塔徑較大，應(yīng)采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故排間距應(yīng)小于計(jì)

51、算值，故取。 重新計(jì)算閥數(shù) ，又， 精餾段 提餾段 動能因數(shù)變化不大，仍在8～12范圍內(nèi)，開孔率 3.2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過浮閥塔板的壓降 根據(jù)計(jì)算塔板壓降 求干板阻力， 臨界孔速： 精餾段 提餾段 閥孔氣速： 精餾段 提餾段 因?yàn)?，則hc可按計(jì)算，即 精餾段 提餾段 板上充氣液層阻力h1 可取充氣系數(shù)=0.5。 克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降

52、相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋? 精餾段： 單板壓降 ?700Pa 提餾段： 單板壓降 ?700Pa 液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度。氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 精餾段 hp1=0.0689m 提餾段 hp2=0.0682m 液體通過降液管的壓頭損失hd，因不設(shè)進(jìn)口堰，故 精餾段 提餾段 板上液層高度，取hL=0.05m 精餾段 Hd=hp+hL+hd=0.0689+0.05+0.00272=0.121（

53、m） 提餾段 Hd=hp+hL+hd=0.0682+0.05+0.01678=0.135（m） 取=0.5，則 精餾段 提餾段 可見,符合防止淹塔的要求。 霧沫夾帶 當(dāng)氣體上升時(shí)霧沫夾帶量時(shí)，泛點(diǎn)率應(yīng)小于80％。 ， 其中，，為泛點(diǎn)率且應(yīng)小于80％，為降液管寬（m），為板上液體流徑長（m），為塔截面積（），為板上液流面積（），為弓形降液管截面積（），D為塔徑（m），為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)且查圖得，K為物性系數(shù)且查表（正常系統(tǒng)取1）。 板上液體流徑長度ZL（m）：ZL=1.05 板上液流面積Ab（）：Ab=1.4514 根

54、據(jù) 計(jì)算泛點(diǎn)率： 精餾段 提餾段 又有 精餾段 提餾段 計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足<0.1kg液/kg汽的要求。 漏液驗(yàn)算 ，取F0=5 精餾段 ?5.56 提餾段 ?5.30 3.2.7塔板負(fù)荷性能 霧沫夾帶線 按式子 做出 對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、、、、及均為已知值，相應(yīng)于=0.1的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出Vs—Lh的關(guān)系式，據(jù)此做出霧沫夾帶線。 按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下： 整理得0.

55、0709Vs+1.428Lh=0.1463 或Vs=2.06—20.14Lh 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Lh值，依上式算出相應(yīng)的Vs值列于下表中 表3.6 霧沫夾帶線 Lh/（m3/s） 0.001 0.002 Vs/（m3/s） 2.03 2.01 液泛線 由確定液泛線。 忽略式中項(xiàng)，將，，，代入上式，得到 物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT、hw、h0、lw、ρL、ρv、及等均為定值，而u0與Lh又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡化，得 在操作范圍內(nèi)取若干個(gè)Lh值，依上式算出相

56、應(yīng)的Vs值列于下表 表3.7 液泛線 Lh/（m3/s） 0.0005 0.001 0.0015 0.002 Vs/（m3/s） 3.851 3.773 3.705 3.630 液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3~5s。 故 ，求出上限液體流量Lh值（常數(shù)），在Vs~Lh圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量Vs無關(guān)的豎直線。以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 漏液線 對于F1型閥，依計(jì)算，則 又知，即 式中d0、N、ρv均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷Vs的下限值，據(jù)此作出與

57、液相流量無關(guān)的水平漏液線。 以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度h0w=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依下式h0w的計(jì)算式 計(jì)算出下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線與氣相流量無關(guān)的豎直直線。 取E=1，則 圖3.4 塔板性能負(fù)荷圖 由以上計(jì)算可以看出： 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)，處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。 塔板的氣液負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。 按照固定的液氣比，由上圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限。 操作彈性= 將計(jì)算結(jié)果匯總于下表中

58、 表3.6浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果 項(xiàng)目 數(shù)值及說明 備注 塔徑D/m 1.5 板間距HT/m 0.45 塔板形式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速u/（m/s） 0537 堰長lw/m 1.05 堰高h(yuǎn)w/m 0.0394 板上液層高度hL/m 0.05 降液管底隙高度h0/m 0.0357 浮閥數(shù)N/個(gè) 239 等腰三角形叉排 閥孔氣速u0/（m/s） 5.56 閥孔動能因數(shù)F0 9.92 臨界閥孔氣速uoc/（m/s） 5.69 孔心距t/m 0.0

59、80 指同一橫排的孔心距 排間距t/m 0.060 指相鄰兩橫排的中心線距離 單板壓降Δp/Pa 414 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間θ/s 23.89 降液管內(nèi)清液層高度Hd/m 0.13 泛點(diǎn)率/％ 52.48 氣相負(fù)荷上限（Vs）max 2.100 霧沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限（Vs）min 0.458 漏液控制 操作彈性 4.605 3.3附屬設(shè)備的設(shè)計(jì) 3.3.1全凝器的設(shè)計(jì) 有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500～1500kcal/（m2h℃），本設(shè)計(jì)取K=700kcal/（m2h℃）=2926J/（m2h℃

60、） 塔頂：86.86℃（飽和氣）→86.86℃（飽和液） 冷卻水溫度：20℃→35℃ 逆流操作：Δt1=66.86℃,Δt2=51.86℃ ℃ 塔頂Wh=58.5282.15=4807.42kg/h 液化潛熱： r=r10.987+r20.013=903.20.987+1012.40.013=904.62kJ/kg 熱負(fù)荷 =4807.42904.62=4.35106kJ 傳熱面積： 設(shè)備型號G500I-16-40 3.3.2再沸器的設(shè)計(jì) 選用150℃飽和水蒸汽加熱，傳熱系數(shù)取K=700kcal/（m2h℃）=2926J/（m2h℃） 塔釜：110.05℃→130

61、℃，熱流體溫度150℃→150℃ 逆流操作：=20℃，=39.95℃ 塔釜=75.9798.14=7455.70 汽化潛熱：=0.024+0.976=903.20.024+1012.40.976=1009.78kJ/kg 熱負(fù)荷 =7455.71009.78=7.53106kJ 換熱面積： 設(shè)備型號：GCH800-6-70 3.3.3原料預(yù)熱器的設(shè)計(jì) 基本數(shù)據(jù)的查取 t1=30℃，t2=98℃ 環(huán)氧環(huán)己烷定性溫度為 （30+98）/2=64℃ 此溫度下=1.838J/（kg℃） 水的進(jìn)口溫度為160℃，根據(jù)，=4.301J/（kg℃），得水的出口溫

62、度為131℃ 水的定性溫度 （160+131）/2=145.5℃ 流徑的選擇 由于高溫加熱劑及壓力高宜走管程，決定原料液走殼程，水走管程。 熱負(fù)荷的計(jì)算 Q=qm,hCc（t1－t2）=46.411.838（98－30）=580kJ 傳熱溫度差計(jì)算 依照前言中的加熱方案，該原料預(yù)熱器擬采用U形管式換熱器。故傳熱推動力如下： 先求逆流時(shí)的平均溫度差： 計(jì)算R和P 由R和P查手冊，＝0.94>0.8，故選用單殼程、偶數(shù)管程可行。 Dtm=Dtm＝0.9479.9＝75.1℃ 選K值，估算傳熱面積 取K

63、=400W/m2?℃ 初選換熱器型號 由于兩流體溫差大于50℃，可選用U型管式換熱器，由U型管式換熱器的標(biāo)準(zhǔn)系列，初選換熱器型號為：U426II-6.4-14.7。采用此換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為 3.3.4法蘭的設(shè)計(jì) 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應(yīng)法蘭。 3.3.5接管的計(jì)算與選擇 進(jìn)料管的選擇 進(jìn)料的體積流率： 料液在進(jìn)液管內(nèi)的流速u=2.0m/s，則 按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管 核算，在1.5~2.5m/s之間，可用。 回流管

64、的選擇 冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流液在管道中的流速一般不能過高，否則冷凝器高度也要相應(yīng)提高。 回流液的體積流率： 回流液在管內(nèi)的流速u=0.4m/s，則 按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管 核算，在0.2~0.5m/s之間，可用。 塔釜出液管的選擇 出料液的體積流率： 出料液在管內(nèi)的流速u=0.8m/s，則 按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管 核算，在0.5~1.0m/s之間，可用。 塔頂蒸汽出口管 從塔頂

65、至全凝器的蒸汽管，尺寸必須適合，以免產(chǎn)生過大壓降，特別在減壓過程中，過大壓降會影響塔的真空度。 出口蒸汽的體積流率： 出口蒸汽在管內(nèi)的流速u=18m/s，則 按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管 核算，在1.5~2.5m/s之間，可用。 加熱蒸汽管的選擇 加熱蒸汽的體積流率： 加熱蒸汽在管內(nèi)的流速u=15m/s，則 按照GB8163—87，選擇冷軋無縫鋼管 核算，在12~20m/s之間，可用。 第4章 自動控制系統(tǒng) 4.1 自動控制概述及要求 要對精餾塔實(shí)施有效的自動控制，必須首先了解精餾塔的控制目標(biāo)。精餾塔的控制目標(biāo)

66、一般從質(zhì)量指標(biāo)，產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗消耗三方面考慮。任何精餾塔的操作情況同時(shí)受約素條件的制約，因此，在考慮精餾塔控制方案時(shí)，一定要把這些因素考慮進(jìn)去。 （1）質(zhì)量指標(biāo) 質(zhì)量指標(biāo)必須符合規(guī)定的要求。一般應(yīng)是塔頂或塔底產(chǎn)品之一達(dá)到規(guī)定的純度，要求另一個(gè)產(chǎn)品也應(yīng)該維持在規(guī)定的范圍之內(nèi)，或者塔頂和塔底的產(chǎn)品均應(yīng)保證一定的純度要求。在精餾塔操作中使產(chǎn)品合格顯然是重要的。如果產(chǎn)品質(zhì)量不合格，它的價(jià)值就將永遠(yuǎn)低于合格產(chǎn)品。但絕不是說質(zhì)量越高越好。由于質(zhì)量超過規(guī)定，產(chǎn)品的價(jià)值并不因此而增加；而產(chǎn)品產(chǎn)量卻可能下降，同時(shí)操作成本，主要是能量消耗會增加很多。因此，總的價(jià)值反倒下降了。由此可見，除了要考慮使產(chǎn)品符合規(guī)格外，還應(yīng)同時(shí)考慮產(chǎn)品的產(chǎn)量和能量消耗。 （2）產(chǎn)量指標(biāo) 產(chǎn)品產(chǎn)量亦即回收率在達(dá)到一定質(zhì)量指標(biāo)要求的前提下，應(yīng)盡可能高，這對于提高經(jīng)濟(jì)效益顯然是有利的。 產(chǎn)品的回收率定義為產(chǎn)品量與進(jìn)料中該產(chǎn)品組分量之比。 （3）能耗要求和經(jīng)濟(jì)性指標(biāo) 精餾過程中消耗