年产7万吨环氧环己烷精制工段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产7万吨环氧环己烷精制工段工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

 下下上下 精馏段相对挥发度 j ： 361 5953pp BAj   提馏段相对挥发度 i ： BAi   全塔相对挥发度  ： )( ji  平均摩尔质量 塔顶汽液混合物平均摩尔质量： 由 1D  和相平衡方 1) y)(y/ (=x  得 x1= MVDm=+=（ kg/kmol） MLDm=+=（ kg/kmol） 进料板汽液混合物平均摩尔质量： 由 Fx =y2= 和相平衡方程 1) y)(y/ (=x  得 x2= MVFm=+=（ kg/kmol） MLFm=+=（ kg/kmol） 塔顶汽液混合物平均摩尔质量： 由 Wx =y3= 和相平衡方 1) y)(y/ (=x  得 x2= MVWm=+=（ kg/kmol） MLWm=+=（ kg/kmol） 精馏段汽液混合物平均摩尔质量： MVm=（ +） /2=（ kg/kmol） MLm=（ +） /2=（ kg/kmol） 12 提馏段汽液混合物平均摩尔质量： MVn=（ +） /2=（ kg/kmol） MLn=（ +） /2=（ kg/kmol） 平均密度 气相平均密 度 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 ρVm= nVnnRTMp     （ kg/m3） 提馏段 ρVn= nVnnRTMp     （ kg/m3） 液相平均密度 内插关系式： )tt(10下下上下  液相混合物密度： BBAA aa1  其中， Aa 、 Ba 分别为环己烯（ A），环氧环己烷（ B）组分的质量分率， A 、 B分别为 A， B 纯组分的密度。 可根据塔顶、塔釜、加料板的质量分率及各纯组分的密度求得三处混合液的密度同时可计算三段的平均温度 2/)( 21  表 各组分的液相密度与温度的关系 温度 /（ ℃ ） 环己烯（ kg/m3） 环氧环己烷（ kg/m3） 80 90 100 110 120 )(10 )tt(10)(10 dBdA下下上下）下（下上下 3L D m m/kg2 0 0 4 10 1 9 0 89 8 1  塔底液相平均密度 3L W m m/kg0 2 1 9 13 加料板液相平均密度 LFm = 3/mkg 精馏段平均密度 3Lm m/ 提馏段平均密度 3Ln m/ 液相 平均表面张力 内插关系式： )tt(10下下上下  混合物表面张力：   iiL x 表 各组分的表面张力与温度的关系 温度（ ℃ ） 环己烯（ mN/m ） 环氧环己烷（ mN/m ） 80 90 100 110 120 塔顶平均表面张力 LDm ： m N/ )(10 )tt(10m N/ )(10 )tt(10dAdA下下上下下下上下 LDm =+=进料板平均表面张力： mFL =塔底平均表面张力：  mN/m 精馏段平均表面张力： Lm =提馏段平均表面张力：  mN/m 液相平均粘度 混合液体粘度 BAAA l o g)x1(l o gxl o g   =（  d+ w） /2 表 各组分的粘度与温度的关系 温度（ ℃ ） 环己烯（ smPa ） 环氧环己烷（ smPa ） 14 80 90 100 110 120 查表 并根据公式计算进料板物料平均粘度 LFm ： sm P )(10 sm P )(10 BA下上下下上下sm P a 0 . 7 0 1 50 . 2 0 8 9l o g)( 0 . 1 8 6 9 l o l o g)x1(l o gxl o g BAAA   得 sm P F m  塔顶物料平均粘度 LDm = smPa 塔底物料平均粘度 LWm = smPa 精馏段物料平均粘度 Lm = smPa 提馏段物料平均粘度 Ln smPa 全塔物料平均粘度  ）（ smPa 根据奥康奈尔关联法： 1   ）（）（ 故假设成立，总板效率  精馏塔的塔体工艺尺寸计算 查史密斯关联图的方法是分别由精馏段和提馏段的参数得史密斯关联图的横坐标 A（精）和 A（提 ），以及曲线值 B,获得 C20 值。 板间距是由塔径来选用的，在未知塔径的情况下，可根据进料的情况设塔径的范围，查得板间距。 由设定的板间距计算出塔径后，再核实板间距是否合适，如不合适，重新设定板间距后计算塔径。 塔径计算需要确定空塔气速 u，空塔气速由极限空塔气速（最大空塔气速） maxu 乘以安全系数得到，计算空塔气速需要知道操作物系的负荷系数 C， C 值由表面张力为20dyn/cm的物系负荷系数 20C 计算而得， 20C 由史密斯关联图查得。 塔径的计算 最大空塔气速计算公式： 15 VVLm a x Cu   精馏段的气、液相体积流率为 s/m 56 00 65 336 00MVV 3VmVms  s/0 . 0 0 5 0 3LmLms   C 由式子 )20/(CC  求取，其中的 C20 由上图查取，图中横坐标为 0 4 5 4 0 1 23 6 0 05 6 3 6 0 00 0 5 2/12/1VLhh   取板间距 HT=，板上液层高度 hL=，则得 HT— hL=— =（ m） 查图得 C20= 39。 Lm20   s/ 0 7 VV39。 Lm a x   取安全系数为 ，则空塔气速为 u=== 47 56 s   m 塔径按标准塔径圆整后为： D= 塔截面积为： 222T  实际空塔气速为： s/m8 8 5 6 Ts  提馏段的气、液相体积流率为 s/m 4 9 6 0 0 3 5 0 33 6 0 0MV39。 V 3VnVn39。 s  s/0 . 0 1 2 9 m M39。 L39。 L 3LnnLs   C 由式子 )20/(CC  求取，其中的 C20 由上图查取，图中横坐标为 16 39。 L39。 2/12/1VLhh   取板间距 HT=，板上液层高度 hL=，则 HT— hL=— =（ m） 查图得 C20= 39。 Lm20   s/ 39。 V 39。 V39。 Lm a x   取安全系数为 ，则空塔气速为 u=== 39。 V39。 4D s   m 塔径按标准塔径圆整后为： D= 塔截面积为： 222T  实 际空塔气速为： s/ 39。 u Ts  精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z 精 =（ N 精  1） HT=（ 13 1） =（ m） 提馏段有效高度为 Z 提 =（ N 提  3） HT=（ 13 3） =（ m） 在进料板处及提馏段各开 1 个人孔，其高度均为 ，故精馏塔的有效高度为 Z 有效 =（ Z 精 + Z 提 ） +2=++（ 2） =（ m） 精馏塔实际高度的计算 根据要求：塔顶空间高度为（ ~） HT，则取其为 ；塔底空间高度要求储存液量停留时间为 3~8min 且液面至最下层塔板 1~2m,故取塔底空间高度 2m。 另取进料板处板间距 ，人孔处板间距 ，封头高度 ，裙座高度 2m Z 实际 =（ 26 1 2） +2++2++2= 17 塔板主要工艺尺寸计算 溢流装置计算 因塔径 D=，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 各项计算如下： 堰长 lW D)~(lw  溢流堰高度 hw 溢流堰高度计算公式 W0LW hhh  选用平直堰，堰上液层高度 W0h 依下式计算，即 32WhW0 lLE10  近似取 E=1，则 m01 36 0000 3232WhW0   取板上液层高度 hL=，故 W0LW hhh  ==（ m） 弓形降液管宽度 Wd 及截面积 Af 为求降液管的宽（ Wd）和降液管的面积（ Af） ， 需查图获得，此图的横坐标值为lw/D， 用 K 表示。 在图中横坐标为 K 处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点 I 和 J， I=Wd/D， J=Af/AT， AT 为塔 截面积。 I、J 为由横坐标 K 值在图中查得的纵坐标值， TA 为塔截面积（ 2m ）， fA 为 降液管面积（ 2m ）， dW 为降液管宽（ m ）。 由 lw/D=，查得， Af/AT=， Wd/D= 故 Af==（ m2） Wd==（ m2） 液体在降液管中的停留时间 θ 一般不应小于 3~5s，以保证溢流液体中的泡沫 有足够的时间在降液管中得到分离。 但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。 在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： h TfL HA3600 精馏段 HA3600h Tf   故降液管设计合理。 18 提馏段 39。 L HA360039。 h Tf   故降液管设计合理。 降液管底隙高度 h0 计算公式 39。 ul3600Lh 0wh0  精馏段 取 39。 u0 =，则 0 5 9 6 0 0 3 6 0 00 0 5 01   故降液管底隙设计合理。 提馏段 取 39。 u0 =，则 0 6 0 6 0 0 3 6 0 00 1 2 02   故降液管底隙设计合理。 塔板布置设计 本塔采用 F1 型浮阀，阀孔直径 d0=39mm，阀片直径 48mm，阀片厚 2mm，最大开度，静止开度 ,阀质量 33g。 临界阀孔气速   8 2 vK0   阀孔动能因子 vKp00 ]u[F  精馏段   s/ 82 1K0  01  提馏段   s/ 2K0  02  阀孔气速（ m/s）：v00 Fu  （ F0=10） 每层塔板浮阀数 4/ud VsN020。