化工填料塔课程设计

1、 前言本题目数据来自某石油炼厂的催化重整，重整产生的芳烃有苯、甲苯和二甲苯等，经精馏分离得到各种芳烃，苯甲苯精馏是其中精馏分离过程的重要一步在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体

2、分布装置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。 填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，

3、操作弹性大等优点。填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。但近年来又倾向于认为在一定塔径范围内，采用新型高效填料（如鲍尔环或鞍型填料）可以得到很好的经济效果。总之根据不同的具体情况（特别是在小直径塔，或压降有一定限制，或有腐蚀情况时），填料塔还是具有很多适用的。本次课程设计就是针对苯-甲苯系而进行的常压二元填料精馏塔的设计及相关设备选型苯-甲苯最新分离工艺苯、甲苯、是重要的石油化工原料。可由芳烃联合装置生产得到，经过石脑油加氢、连续重整、芳烃抽提、歧化(含苯甲苯分馏

4、)、异构化、吸附分离、二甲苯分馏等装置组成。经芳烃抽提得到的芳烃混合物和歧化汽提塔塔釜液混合后进行苯甲苯分馏，最终得到产品，因此，苯甲苯分馏是芳烃联合装置的重要组成部分。同时，发展绿色经济、倡导低碳生活已逐渐成为世界 发展新趋势。工信部制定的工业节能“十二五”规划已对芳烃联合装置节能提出了具体要求:“优化操作流程，实现蒸汽能级的合理利用。通过降低加热炉有效负荷、提高加热炉热效率等措施，降低加热炉燃料消耗量。推广新型高效催化剂(吸附剂)，提高装置能源利用效率和经济效益。”现工业装置的苯甲苯分离工艺通过苯、甲苯塔的热集成精馏已经实现了节能降耗，但甲苯塔顶冷凝潜热仍有富余，没有充分利用，对此部分热能

5、的利用，已经引起生产企业的重视，并提出了一些改进工艺，但还存在一些问题。针对这些情况，有人提出了苯甲苯分离节能新工艺，充分回收了甲苯塔顶多余冷凝潜热，同时避免了现有改进工艺中存在的不足，以期为苯甲苯分离装置的进一步节能降耗提供依据和借鉴。可以将甲苯塔顶多余热量用于产生热水、副产低压蒸汽等，以回收此部分能量，较好地实现能量回收，但仍存在一些问题:(1)热水或低压蒸汽的去向。对于热水，若用于芳烃联合装置，主要用于采暖、伴热，能量的利用程度受季节性影响较大，需要跟踪调节，否则，会引起分离装置的波动;若和其他的炼油装置联合，也有装置操作的不同步性问题;对于低压蒸汽，由于蒸汽等级较低，很难进行回收利用。

6、(2)采用水换热也存在一定的隐患。水的引入，会出现水进入油系统的可能，泄漏的水随着甲苯一块采出，在芳烃联合装置中，甲苯往往是循环至歧化装置，歧化催化剂对进料中的水含量有较高的要求(104)，过高的水含量会损坏催化剂。苯甲苯分离节能新工艺是苯甲苯分离节能新工艺丁海兵提出的。苯甲苯塔双效热集成节能新工艺可以较好地回收甲苯塔塔顶多余的热量，同时避免上述问题的出现。多效精馏的原理与多效蒸发相似，是通过扩展工艺流程降低精馏操作能耗的一种途径，利用多塔代替单塔，即精馏系统由不同操作压力的精馏塔组成，利用压力高的塔顶蒸汽依次作为相邻压力低的塔的再沸器热源，塔顶蒸汽的冷凝热被精馏系统自身回收利用，因而节约了精

7、馏的能耗。由于多效精馏可以较好地实现节能效果，其应用已日趋广泛。理论上，塔数目越多越能充分利用各塔之间的能量，节能效果也越好，但设备投资也相应增加。同时，由于传热需要一定的温差，由此产生的塔的操作压力会急剧增大。对于芳烃分离过程，塔釜温度过高，容易造成物料的焦质化。因此，甲苯塔采用双效热集成的精馏工艺较为合理。苯甲苯分离双效热集成节能工艺既考虑了苯塔、甲苯塔之间的热集成，又考虑了甲苯塔的双效热集成精馏。甲苯精馏采用双效热集成精馏节能工艺，能量匹配合理，充分回收利用了甲苯塔顶的冷凝热。 第一章 流程确定和说明1.1加料方式的确定加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位

8、高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备操作费用高。本设计采用高位槽进料。1.2进料状况的确定进料状况五种，一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，节省加热费用。但冷液进料受环境影响较大，对于沈阳地区来说，存在较大温差，冷液进料会增加塔底蒸汽上升量，增加建筑费用。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上

9、采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便，而其他进料方式对设备的要求较高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。1.3冷凝方式的确定塔顶冷凝采用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高，用水冷凝，且容易冷凝，故用全冷凝器符合要求。1.4回流方式的确定回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上

10、升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。1.5加热方式的确定加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，有省略装置作用，但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次分离苯-甲苯混合液，采用间接蒸汽加热。1.6再沸器的确定再沸器的形式选用立式再沸器，在相同传热面积下，此种再沸器的体积小，节省费用，此外，蒸发釜的物料始终维持恒定的压力，传热情况稳定，在塔釜和蒸发釜以及相接管道内的温差小，可以减少物料的停留时

11、间，避免长期受热。 第二章 精馏塔设计计算2.1 操作条件及基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大，当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求太高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏苯-甲苯系统设计采用常压精馏。2.1.2 回流比通常，本设计取2.1.3 气液平衡关系与平衡数据常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.

12、0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.587.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 常压下苯-甲苯混合液t-x-y图 2.2 精馏塔工艺计算2.2.1 物料衡

13、算1 物料衡算图该填料精馏塔的物料衡算如图所示。原料流量，；馏出液流量，；塔釜液流量，；原料中易挥发组分的摩尔分数；馏出液中易挥发组分的摩尔分数；釜液中易挥发组分的摩尔分数。VD,xDVLQBW,xWL,xDQcF,xF 物料衡算图2物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 =78.11Kg/kmol 甲苯的摩尔质量 =92.14Kg/kmol已知:, 质量分数：, , 所以： 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。进料液的摩尔分数同理可求得：塔顶馏出液的摩尔组成： 塔釜残液的摩尔组成： 原料液的平均摩尔质量： 塔顶产品的的平均相对分子质量

14、： 塔釜产品的平均相对分子质量： 原料液； 总物料： 易挥发组分： 代入数据解得： 塔顶产品质量流量： 塔釜产品质量流量： 3各重要控制温度设塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：，气液平衡图，用内插法解得塔顶： 塔釜： 进料： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 4相对挥发度的计算 Antoine方程式中:在温度T 时的饱和蒸汽压 mmHg；T温度 ,；A、B、CAntoine 常数Antoine 常数名称ABC甲苯16.01373096.52-53.67苯15.90082788.51-52.36 P1=1134.80 mmHg P2=458.34 mmHg =2.47 5求最小回流比及操

15、作回流比此处使用解析法确定操作状态下的回流比。由于是泡点进料（），所以最小回流比操作状态下的回流比 6精馏段的气液相负荷 7 物料衡算结果部分物料衡算结果列于表中。 物料衡算结果（a）物料流量摩尔分数(%)进料97.4247.08塔顶产品46.8696.59塔底釜液50.561.2 物料衡算结果（b）物料物流精馏段上升蒸气量128.49提馏段上升蒸气量128.49精馏段下降液体量81.63提馏段下降液体量179.05内插求得温度为80.882 81.40 109.99 92.71精馏段平均温度： =87.055提馏段平均温度： =101.35精馏段平均温度下的粘度提馏段平均温度下的粘度mPa&

16、#183;s精馏段提馏段2.2.2 热量衡算1 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa(温度为133.3)的饱和水蒸气作加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本相应降低，塔结构也不复杂。2 冷凝剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为1025。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如

17、冷冻盐水、氟利昂、液氨等。本设计建厂地区为沈阳。沈阳市夏季最热月份平均气温为25。故选用的冷却水25的冷却水，选择升温10，故冷却水的出口温度是35。=81.40温度下: =99.52kJ/(kmol·K)； =124.766kJ/(kmol·K)； =99.52×0.9659+124.766×(1-0.9659) =100.38kJ/(kmol·K)；=109.99温度下： =107.55kJ/(kmol·K)； =134.16kJ/(kmol·K)； =143.46×0.012+134016×(1-0

18、.012) =133.84kJ/(kmol·K)温度下： =392.45kJ/kg； =377.78kJ/kg； =392.45×0.9659+377.78×（1-0.9659） =391.95kJ/kg塔顶： =78.11×0.9659+92.14×(1-0.9659) =78.598kg/kmol（1）0度时塔顶气体上升的晗塔顶以0为基准， =128.49×100.38×81.40+128.49×391.95×78.589 =5008208.452kJ/h（2）回流液的焓80.882温度下： =99.

19、37kJ/(kmol·K)； =124.59kJ/(kmol·K)； =100.23kJ/(kmol·K)= 80.882×81.63×100.23=661758.89kJ/h（3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以=46.86×100.23×81.40=382317.7129kJ/h（4）冷凝器消耗的焓=5008208.452-661758.89-382317.7129=3964131.8491kJ/h（5）进料口的焓温度下：=102.74kJ/(kmol·K)； =128.525kJ/(kmol

20、83;K)； =16.385kJ/(kmol·K)所以 =42.81×82.70×338.60=1051170.936kJ/h(6)塔底残液的焓 =37.723×76.82×368.55=744296.87kJ/h（7）再沸器塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量， 加热器的实际热负荷 =3964131.84+744296.87+382317.129-1051170.936=4039575.496=4039575.496kJ/h（8）物料衡算结果 热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热/116.385100.23133

21、.84热量Q/1051170.9363964131.849382317.712944888417.283 理论塔板数的计算本次设计采用图解法精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：因为泡点进料，所以q=1. 理论板数图解法（不含再沸器） 进料板 精馏段7块，提馏段10块。4.实际塔板数精馏塔板数：=13块提溜塔板数：=18块实际塔板数：块（不含塔釜） 第三章 精馏塔主要尺寸的设计计算3.1.精馏塔设计的主要依据和条件 苯-甲苯在不同温度下的密度温度=81.40812.74807.88=109.99 718.013780.011=92.71801.206798.291.塔顶条件下的流量和物性参数=

22、78.11×0.9659+90.14×(1-0.0341)=78.59kg/kmol=0.8125mL/g=0.7447g/mL=744.7=2.701=78.59×128.49=10098.0291kg/h=6415.30kg/h2 进料条件下的流量和物性参数=78.12×0.4708+92.14×0.5292=85.53kg/kmol=2.85=1.2507mL/g=799.54=88.53×128.49=10989.75kg/h精馏段：=6981.81kg/h提馏段：=15314.15kg/h3.塔底条件下的流量和物性参数=78

23、.11×0.012+92.14×0.988=91.97kg/kmol=2.925=779.99mL/g=779.99=91.79×128.49=11817.23kg/h=16467.23kg/h4.精馏段的流量和物性参数=2.775=806.02=10544.19kg/h=6698.56kg/h5.提馏段的流量和物性参数=2.8875=789.756=11403.488kg/h=15904.19kg/h6.体积流量塔顶：进料：塔底：精馏段：提馏段： 3.2.塔径设计计算1.填料选择填料塔内所用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综

24、合考虑，应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低或较低。填料是填料塔中汽液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间，及环内表面的利用率，气流阻力小液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率可提高30%左右，鲍尔环是目前应用较广的填料之一。对填料的基本要求有比表面积和孔隙率较大，堆积密度较小，有足够的机械强度，有良好的化学稳定行及液体的湿润性，价格低廉等。

25、综合以上因素及鲍尔环的优点，本设计选用型填料。填料塔内所使用的填料应根据生产工艺技术的要求进行选择，并对填料的品种、材质及尺寸进行综合考虑，应尽量选用及时、应尽量选用技术资料齐全，使用性能成熟的新型塔填料。对性能相近的填料，应根据它们的特点进行技术、经济评价，使所选用的填料既能满足生产要求，又能使设备的投资和操作费用最低。填料是填料塔中气液接触的基本构件，其性能的优劣是决定填料塔操作性能的主要因素，因此，塔填料的选择是填料塔设计的重要环节。鲍尔环由于环壁开孔，大大提高了环内空间及环内表面的利用率，气流阻力小，液体分布均匀，与拉西环相比，其通量可增加50%以上，传质效率提高30%左右，鲍尔环是目

26、前应用较广的填料之一。综上以上因素及鲍尔环的优点，且由于38鲍尔环各项参数齐全，故本次选用38鲍尔环为塔填料。 填料尺寸性能填料名称（）堆积个数n（）堆积密度()比表面a（）空隙率（%）金属鲍尔环130003651290.9451） 精馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 取板间距，则 查图得=0.075 取安全系数0.7，u=0.7 =0.8932m/sD=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 2.提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为： 由，其中的由图查取，图的横坐标为： 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图 取板间距，则 查图得=0.083 取安

27、全系数0.7，u=0.7 =0.900m/sD=按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 (3)全塔塔径 圆整后：全塔塔径为1.2m3.3填料层高度计算1等板高度设计计算 塔液体表面张力的计算温度苯甲苯平均值81.4021.03221.54621.3040109.9918.801219.501118.825192.7119.674820.301920.2944（1）精馏段因为此温度下，且液相中甲苯较多，故取甲苯作近似计算。查得代入上式，解得（2）提馏段解得：采用上诉方法计算出填料层高度后，还应留出一定安全系数。根据设计经验，填料层高度一般为，本次取。设计时的填料高度，m；Z工艺计算得到的

28、填料高度，m；2、填料层压降计算（1）精馏段由上述计算知： 查得u空塔气速，m/s；由前计算，查埃克特通用关联图 填料塔泛点气速及气体压力降计算用关联图（2）提馏段由上诉计算可知查得u空塔气速，m/s；由前计算，查埃克特通用关联图 总压降为 1.353kpa 第四章附属设备及主要附件的选型计算一冷凝器 本次设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器。 冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。沈阳最热月平均气温t=25。冷却剂用深井水，冷却水出口温度一般不超过40，否则易结垢，取=38。泡点回流温度1.计算冷却水流量 kg

29、/h2.冷凝器的计算与选型冷凝器选择列管式，逆流方式 =49.596 操作弹性为1.2， 公称直径/mm管程数管子数量管长/mm换热面积公称压力MPa2733215002.5二再沸器选用立式热虹吸管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择3.69atm，140的水蒸气，传热系数K=600kcal/(m·h·)=2520kJ/(m·h·)，=513kcal/kg1间接加热蒸汽量 2再沸器加热面积为再沸器液体入口温度；为回流汽化为上升蒸汽时的温度；为加热蒸汽温度；为加热蒸汽冷凝为液体的温度；用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失公称直径/mm管程数管子数量管长

30、/mm换热面积公称压力MPa80020525006三塔内其他构件1接管管径的计算和选择1.塔顶蒸汽管从塔顶只冷凝器的蒸汽导管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔真空度。操作压力为常压，蒸汽速度 圆整后 塔顶蒸汽管参数表外径壁厚有效内截面积每米管子重量每米管长外表面积325875062.541.0212回流管冷凝管安装在塔顶时，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，对于重力回流，一般取速度为，本次设计取。 回流液体质量流量，； 塔顶液相密度，。圆整后，查得合适的回流管参数列于表中。 回流管参数表内管 外管半径内管重/（kg/m）225120

31、1504.623.进料管本次加料选用泵加料，所以由泵输送时可取1.52.5m/s，本次设计取=2.0m/s。 圆整后 进料管参数表内管 外管半径内管重/（kg/m）2251201504.624.塔釜出料管 塔釜流出液体的速度一般可取0.51.0m/s，本次设计取。 圆整后 塔釜蒸汽管参数表.内管 外管半径内管重/（kg/m）2251201504.622液液体分布器采用筛孔盘式分布器，此装置适用于塔内径150mm1200mm的塔设备。1、 回流液分布器 分布器参数塔径/mm分布盘直径/mm圆环高度/mm液体负荷的适用范围10008802001.00-54.0孔数计算：当D=1200mm时，每24

32、0设置一个喷淋点。孔数：孔径计算：取h=160mm, 圆整后2、进料液分布器圆整后3除沫器除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液体的密度，液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体速度的影响最大。气速计算 式中 K常数，取0.107； 塔顶气体和液体密度（kg/m） 除沫器直径计算：式中，V为气体体积处理量， 4液体再分布器 液体在乱堆填料层内向下流动时，有偏向塔壁流动的倾向，

33、偏流往往造成塔中心的填料不被润湿。塔径越小，对应于单位截面积的周边越长，这种现象越严重。为将流动塔壁处的液体重新汇集并引向塔中央区域，可在填料塔层内每隔一定高度设置液体再分布器，每段填料层的高度因填料种类而定，对鲍尔环，可为塔径的510倍，但通常不超过6m。此次设计填料层的高度选塔径的10倍，故每处装一个再分布器。 5填料支撑板的选择本次设计选用分块式气体喷射式支撑板。这种设计板可提供100%的自由截面，波形结构系统承载能力好，空隙率大，宜于1200mm以下的塔。在波形内增设加强板，可提高支撑板的刚度。他的最大液体负荷为145，最大承载能力为40kPa，由于本塔较高，故选此板。主要设计参考：表

34、.分块式气体喷射式支撑板的设计参考数据塔径D/(mm)板外径D/mm分块数近似重量/N300294228表.支撑圈尺寸塔径/(mm)圈外径/(mm)圈内径/(mm)厚度/(mm)重量/N300297257341.26.塔釜设计料液在釜内停留15min，装料系统取0.5。塔底高（h）：塔径（d）=1:2塔底液料量 塔底体积 因为 ， 所以 7塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.21.5m，本设计取1.2m。8手孔的设计 手孔是指手和手提灯能伸入的设备孔口，用于不便进入或不必进入设备即能清理、检查或修理的场合

35、。手孔又常用作小直径填料塔装卸填料之用，在每段填料层得上下方各设置一个手孔。9裙座的设计由于塔径为，所以手孔可设计为直径为大小的圆孔。塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。考虑到工艺中采用直立式再沸器，裙座高度取, 第五章 精馏塔高度计算经过工艺计算，精馏塔各部分的高度列于表中。 精馏塔各部分高度列表（单位：mm）塔顶塔釜裙座填料层高度塔釜法兰高12002121.030021825200喷淋高度塔顶接管高度喷头弯曲半径喷头上方空本次设计的填料塔的实际高度为： H=26260mm 第六章设

36、计结果的自我总结与评价1 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 精馏塔主要设计参数汇总表主要设计参数名称塔顶塔底进料精馏段提馏段液相质量流量kg/h46.8650.5697.42质量分率%96143摩尔率%96.591.247.8平均分子质量kg/kmol78.5991.9785.5382.05583.11液相平均密度812.5779.99799.54806.02789.765气相平均密度2.7012.9252.852.77552.8875温度81.40109.9992.7187.055101.35比热容kJ/(kmol·K)100.38133.84116.385黏度mPa

37、3;s0.30700.24480.27950.2870.257 精馏塔主要工艺尺寸汇总表主要工艺尺寸理论塔板数17实际塔板数31塔径1.2m塔高26.26m设计结果的自我总结与评价1 个人总结：本次课程设计的要求为设计分离苯-甲苯混合液（混合气）的填料精馏塔，通过本次课程设计我学到了很多东西。本次课程设计需要大量的化工原理计算，这是我们学习化工原理的一次实践，不仅巩固了我们的学习成果，也使我们了解了各种计算在实际生产中的应用与方法。通过具体的填料精馏塔的设计，我熟悉了精馏塔的结构、反应过程、生产流程，还了解了生产过程中附属设备的设计选择。这不是一个单一设备的设计，而是一整套生产系统的设计。它使

38、我们学会了怎样从实际生产出发，周全的考虑问题，从宏观的角度统筹生产，从微观的角度设计好每一个细节。在本次的课程设计中，我查阅了很多资料，了解了许多课堂上学不到的东西。通过对学术期刊的查阅和网络信息的搜索，增强了我获取信息的本领，这对我以后的学习和生活都会起到莫大的帮助。本次课程设计基本上是成功的，但其中还有一些不足之处。比如。我们的设计都是基于理想状态的，而实际生产环境将更复杂，系统中还有不少地方需要改进和完善。还有设计过程中带来了一些误差，通过作图法完成的。通过本次课程设计我将理论与实践联系到了一起，知识和能力都得到了提高，这些知识与经验对自己以后的学习和工作来说都是一笔宝贵的财富。通过本次

39、课程设计我将理论与实践联系到了一起，知识和能力都得到了提高，这些知识与经验对自己以后的学习和工作来说都是一笔宝贵的财富。通过具体的填料精馏塔的设计，我熟悉了精馏塔的结构、反应过程、生产流程，还了解了生产过程中附属设备的设计选择。不但要从宏观的角度统筹生产，而且要从微观的角度设计好每一个细节。化工生产上的设备设计离不开实际数据的支持。每一个理论值计算的背后都是许许多多前人经验的积累，而且计算出来后要能经受住各种考验、能够与国家标准、行业标准相符合。这样的设计才能满足需要，才有可能应用于实际。计算机辅助设计现在已经被广泛应用于生产中，学会和掌握这些新技术是我们现代工程技术人员所必须的。在本次课程设

40、计中，我使用了计算机辅助设计作图，不但提高了设计效率和设计精度，最重要的是实现了标准化作图。本次课程设计还有很多地方没有细化，各方面数据还不齐全，离工业应用型设计广度、精度相距甚远。最后，我要感谢我的指导老师，感谢他在本次课程设计中对我的指导和帮助。2 小组总结项目145年处理量6万6万6万苯含量43%42%40%塔顶苯含量96%97%96%塔底苯含量1%1%2%F97.4297.2796.94D46.8645.3654.09W50.5651.9142.85回流比1.71.62.26理论塔板数171918塔径1.21.01.0塔高26.2625.02529.03A 根据1和4 组的计算数据对比

41、得：二者的年处理量相同，4比1的苯含量少，1计算的进料F比4大，塔底含量要求相同，1比4塔顶要求含量低，所以D是1组大于4组，F的大小由于比例差别无比较意义。B 在回流比的选择上，1和4 回流比的确定，因为塔顶塔底含量要求不同的原因。对于和数据5的各种选取上差别较大，没有比较的必要。C 其实1数据应该和2 3组比较的，但是数据计算存在很大的分歧，没有办法统一处理，所以比较存在很大的遗憾。D 分组的目的就是为了比较方便，但是分组时存在很大的遗憾，没有办法尽善尽美。为了后来的讨论学习造成了困扰。附录1主要符号说明 主要符号说明符号意义计量单位塔顶馏出液进料液塔釜残液塔顶温度塔釜温度进料温度精馏段平

42、均温度提馏段平均温度塔顶组成进料组成塔釜组成回流比精馏段下降液体量精馏段上升蒸汽量提馏段下降液体量提馏段上升蒸汽量塔顶平均摩尔质量塔釜平均摩尔质量进料平均摩尔质量比热容表面张力冷却水消耗量塔顶馏出液带出热量冷凝器热负荷进料热量塔釜馏出液带出热量密度黏度塔径填料层高度面积塔高直径2 英文文献翻译关键字：atmospheric distillation unit 常压蒸馏装置distributor经销商;domestic supplier;国内供应商domestic customer;国内客户;extraction unit;提取单元;import and export facility;导入和导

43、出功能;isomar unit等物候线单元mixer混合机overseas supplier海外供应商overseas customer海外客户parex（programmed accounts-receivable extra(service)unit 编程应收帐款额外的(服务)product distribution terminal产品销售终端reforming unit单位改革tatory unittatory单位xylene fractionation unit二甲苯分馏单元benzene苯mixed xylenes混合二甲苯ortho-xylene邻二甲苯para-xylene对位

44、二甲苯toluene甲苯内容简介： The scope of this research is concerned with the supply chain of light aromatic compounds, i.e. , benzene, toluene, o -xylene and p -xylene, in the petrochemical industries. The proper production scheme of these compounds over a specified time horizon can be configured by selecting throughput, operating co