苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì) 精餾塔設(shè)計(jì)說明書 化工設(shè)計(jì)

1、 可修改 歡送下載 精品 Word 可修改 歡送下載 精品 Word 可修改 歡送下載 精品 Word成績 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目：3.456萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)姓 名 陳 端 班 級 化工07-2班 學(xué) 號(hào) 完成日期 2009-10-30 指導(dǎo)教師 梁伯行 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(化工07-1,2,3,4適用)設(shè)計(jì)說明書題目: 3.456(萬噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)任務(wù)及條件(1).處理量: (3000本班學(xué)號(hào)300) Kg/h (每年生產(chǎn)時(shí)間按7200小時(shí)計(jì));(2). 進(jìn)料熱狀況參數(shù)：( 2班)為0.20,(3). 進(jìn)料組成: (

2、2班) 含苯為25(質(zhì)量百分?jǐn)?shù)), (4).塔底產(chǎn)品含苯不大于2(質(zhì)量百分?jǐn)?shù));(5). 塔頂產(chǎn)品中含苯為99(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。 裝置加熱介質(zhì)為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識(shí)自行指定), 裝置冷卻介質(zhì)為25的清水或35的循環(huán)清水。設(shè)計(jì)說明書目錄(主要內(nèi)容) 要求前言說明設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)進(jìn)程及自認(rèn)到達(dá)的目的，裝置工藝流程(附圖) 及工藝流程說明裝置物料衡算精餾塔工藝操作參數(shù)確定適宜回流比下理論塔板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算精餾塔主要結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定精餾塔最大負(fù)荷截面處T-1型浮閥塔板結(jié)構(gòu)尺寸確實(shí)定裝置熱衡算初算確定全凝器、再沸器型號(hào)及其他換熱器型號(hào)裝置配管及機(jī)泵選型適宜回流比經(jīng)濟(jì)評價(jià)驗(yàn)算(不少于3個(gè)回流比比擬)精

3、餾塔主要工藝和主要結(jié)構(gòu)尺寸參數(shù)設(shè)計(jì)結(jié)果匯總及評價(jià)附圖 : 裝置工藝流程圖、裝置布置圖、精餾塔結(jié)構(gòu)簡圖(手繪圖)。經(jīng)濟(jì)指標(biāo)及參考書目6000元/(平方米塔壁)(塔徑1.11.4m乘1.3, 塔徑1.51.8m乘2.0, 塔徑1.9m以上乘2.8),4500元/(平方米塔板),4000元/(平方米傳熱面積),16元/(噸新鮮水), 8元/(噸循環(huán)水),250元/(噸加熱水蒸汽), 設(shè)備使用年限10年, 裝置主要固定資產(chǎn)年折舊率為10% , 銀行借貸平均年利息12.5%。夏清 陳常貴主編?化工原理?(上. 下) 冊修訂本【M】天津; 天津大學(xué)出版社2005賈紹文 ?化工原理課程設(shè)計(jì)?【M】天津; 天

4、津大學(xué)出版社2002目錄一、 TOC o h z u HYPERLINK l _Toc202764075 前言 5 HYPERLINK l _Toc202764076 2.1 處理量確定5 HYPERLINK l _Toc202764077 2.2 設(shè)計(jì)題目與進(jìn)程5 HYPERLINK l _Toc202764078 2.3 概述5 HYPERLINK l _Toc202764078 2.4設(shè)計(jì)方案5 2.4.1塔設(shè)備的工業(yè)要求5 2.4.2工藝流程如下6 2.4.3流程的說明 6 HYPERLINK l _Toc202764080 三、精餾塔設(shè)計(jì)6 3.1工藝條件確實(shí)定6 3.1.1苯與甲苯

5、的根底數(shù)據(jù)6 3.1.2溫度的條件7 3.1.3操作壓力選定73.2精餾塔物料恒算7 3.2.1摩爾分?jǐn)?shù)7 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量7 3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表83.3塔板數(shù)計(jì)算8 3.3.1.理論塔板數(shù)8 3.3.2做X-Y曲線8 3.3.3求Rmin8 3.3.4求理論塔板數(shù)8 3.3.5求平均塔效率ET8 3.3.6求實(shí)際塔板數(shù)83.4有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 (以精餾段R1為例)9 3.4.1平均壓力計(jì)算9 3.4.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算9 3.4.3平均密度計(jì)算9 3.4.4液體平均外表張力計(jì)算9 3.3.2.5液體的平均粘度103.5精餾塔的塔體工藝尺寸

6、計(jì)算10 3.5.1負(fù)荷計(jì)算10 3.5.1.1摩爾計(jì)算：10 3.5.1.2同理得質(zhì)量計(jì)算：10 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果10 3.5.1.4 Vs和Ls計(jì)算10 3.5.2塔徑的計(jì)算10 3.5.3精餾塔有效高度的計(jì)算11 3.5.4塔頂、塔底空間11 3.5.4.1塔頂空間HD 11 3.5.4.2塔底空間HB 11 3.5.5塔壁厚計(jì)算12 3.6.F1型浮閥塔板設(shè)計(jì) 12 3.6.1溢流裝置12 3.6.1.1.堰長lw12 3.6.1.2.出口堰高h(yuǎn)w12 3.6.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af：12 3.6.1.4降液管底隙高度ho12 3.6.2塔板布置及浮閥數(shù)

7、目與排列12 3.6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算13 3.6.3.1氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降13 3.6.3.2淹塔14 3.6.3.3霧沫夾帶14 3.6.4塔板的負(fù)荷性能14 3.6.4.1霧沫夾帶線15 3.6.4.2液泛線15 3.6.4.3液體負(fù)荷上限線15 3.6.4.4漏夜線16 3.6.4.5 液相負(fù)荷下限線16 3.7.操作彈性計(jì)算16四.熱平衡確定熱換器16 4.1.塔頂全凝器16 4.1.1熱負(fù)荷Qc 16 4.1.2傳熱面積A17 4.1.2.1求平均溫度17 4.1.2.2 K值選定17 4.1.2.3傳熱面積A17 4.1.3 循環(huán)水的用量計(jì)算17 4.1.4熱換器選用17

8、 4.2.塔底再沸器18 4.2.1熱負(fù)荷QB18 4.2.2傳熱面積A18 4.2.2.1求平均溫度18 4.2.2.2傳熱面積A計(jì)算184.2.3 過熱蒸汽的用量184.2.4再沸器的選用184.3.原料預(yù)熱器 19 4.3.1求平均溫度194.3.2 求比熱和傳熱的熱量19 4.3.3塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量194.3.3 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計(jì)算194.3.4 預(yù)熱器選用194.4塔釜產(chǎn)品冷卻器19五、經(jīng)濟(jì)估算20 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算R1為例20 5.1.1塔壁面積計(jì)算20 5.1.2塔板面積計(jì)算20 5.1.3主要塔設(shè)備費(fèi)用計(jì)算20 5.1.4固定資產(chǎn)折舊費(fèi)用20 5.2 主

9、要操作費(fèi)計(jì)算10年R1為例20 5.2.1.清水用量費(fèi)用20 5.2.2 過熱蒸汽的用量費(fèi)用20 5.2.3設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的總費(fèi)用p21 5.2.4 銀行利息后的總本錢P總 21 5.3回流比的選擇21六、精餾塔附件及其重量計(jì)算21 6.1.儲(chǔ)罐21 6.2.精餾塔接管尺寸21 6.2.1進(jìn)料管線管徑21 6.3.泵的選用22 6.4精餾塔重量計(jì)算22 HYPERLINK l _Toc202764105 七設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 PAGEREF _Toc202764105 h 23 HYPERLINK l _Toc202764106 八.個(gè)人總結(jié)及對本設(shè)計(jì)的評述 PAGEREF _Toc20276

10、4106 h 24 HYPERLINK l _Toc202764107 九.參考文獻(xiàn)24十、附圖 PAGEREF _Toc202764107 h 25-32一、前言化工原理課程設(shè)計(jì)是理論系實(shí)際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，要求我們能夠綜合運(yùn)用化工原理上下冊的根本知識(shí)，進(jìn)行融匯貫穿的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到以化工單元操作為主的化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計(jì)，我們了解到工程設(shè)計(jì)的根本內(nèi)容，掌握典型單元操作設(shè)計(jì)的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實(shí)際問題的能力。同時(shí)，通過課程設(shè)計(jì)，還可以使我們樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、

11、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。二、設(shè)計(jì)方案確實(shí)定 2.1 處理量確定依設(shè)計(jì)任務(wù)書可知，處理量為:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456萬噸/年 2.2 設(shè)計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程該次設(shè)計(jì)題目為：3.456萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)。本次設(shè)計(jì)為倆周，安排如下：表2-1. 進(jìn)程表找數(shù)據(jù)與上課全部設(shè)計(jì)計(jì)算畫圖寫說明書第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余時(shí)間 2.3概述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。工業(yè)應(yīng)用較多的是

12、有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單.浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為F1型V1型、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)JB111881。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥

13、為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 2.4 設(shè)計(jì)方案2.4.1塔設(shè)備的工業(yè)要求總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和本錢，少量的污染。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于到達(dá)所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五：結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工

14、藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4.2工藝流程如下： 苯與甲苯混合液原料儲(chǔ)罐原料預(yù)熱器浮閥精餾塔塔頂：全凝器分配器局部回流，局部進(jìn)入冷卻器產(chǎn)品儲(chǔ)罐(塔釜：再沸器冷卻器產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐2.4.3流程的說明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到103.5度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔铮钟幸合嗷旌衔?，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)局部進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中

15、，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)局部重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一局部進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一局部進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的參加。最終，完成苯與甲苯的別離。 本次設(shè)計(jì)的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個(gè)系數(shù)得到三個(gè)回流比，最后比擬那個(gè)最好，而不是找出最正確的回流比。三、精餾塔設(shè)計(jì) 3.1工藝條件確實(shí)定 3.1.1苯與甲苯的根底數(shù)據(jù) 表3-1 相平衡數(shù)據(jù)溫度/80.1859095100105110.6POA/Kpa101.33116.9135.5155.7179

16、.2204.2240.0POB/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)工程分子式相對分子量沸點(diǎn)/臨界溫度/臨界壓力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5CH392.13110.6318.574107.7 表3-3 Antoine常數(shù)值組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/809

17、0100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液體的外表張力溫度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液體的黏度溫度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.63

18、61.2354.6 3.1.2溫度的條件： 假定常壓，作出苯甲苯混合液的t-x-y圖，如后附圖所示。依任務(wù)書，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y圖可得，tD=80.6,tW=109.7,tF 精餾段平均溫度tm=80.6*103.51/2=91.34 3.1.3操作壓力選定 最底操作壓力：取回流罐物料的溫度為45，查手冊得POA=29.33Kpa，POB=10.00Kpa.由泡點(diǎn)方程XD=(Pmin-POB)/(POA-POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔

19、頂操作壓力P=1.5P03.2精餾塔物料恒算 3.2.1摩爾分?jǐn)?shù)由以上可知，摩爾分?jǐn)?shù)為xf=0.282，xD=0.992，xw=0.024 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.28278.11+1-0.28292.13=88.18 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992 78.11+(1-0.992) 92.13=78.22kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表總物料衡算D+W=480

20、01 易揮發(fā)組分物料衡算 0.99D+0.02W=0.2548002聯(lián)立1、2解得：F=4800 kg/h=1.33kg/s=3.456萬噸/年,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9 kg/h=1.02kg/s=2.637萬噸/年,W=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0.011kmol/sD=1138.1kg/h=0.32kg/s=0.81萬噸/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sF48001.333.4

21、5654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.3塔板數(shù)計(jì)算 3.3.1.理論塔板數(shù) 3.3.2做X-Y曲線作出苯與甲苯的X-Y圖如后面的附圖所示，因P=1.2P0 故可不對X-Y圖進(jìn)行修正 3.3.3求Rmin依Q線斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通過(XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q線與平衡線交一點(diǎn)(Xq,Yq)=0.167，0.32，故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39, 3.3.4求理論塔板數(shù)取R1=1.2Rmi

22、n=5.3，故 可求精餾段操作方程為： y=0.841x+0.157,提餾段操作方程為：y=1.834x-0.02 ，用圖解法求出理論塔板數(shù)NT=18,進(jìn)料板為第10層。同理得出R2=1.5Rmin=6.595時(shí)，精餾段操作方程為：y=0.881x+0.118, 提餾段操作方程為：y=1.51x-0.012NT=14,進(jìn)料板為第9層R3=1.9Rmin=8.34時(shí),精餾段操作方程為：y=0.893x+0.106, 提餾段操作方程為：y=1.434x-0.010NT=13,進(jìn)料板為第8層 3.3.5求平均塔效率ET塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分別算出t=

23、94.03下得相對揮發(fā)度和L如下：=POA/POB=152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 圖查得該溫度下XA=0.45m=xA苯+1-xA甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278 故 *m=0.69查塔效率關(guān)聯(lián)曲線得ET=0.53 3.3.6求實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=9/0.53=16.98=17 ; 提餾段實(shí)際塔板數(shù) N提=8/0.53=16全塔實(shí)際塔板數(shù)N=18/0.53=34同理可得，R2和R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=15 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù)N提=10 ，全塔實(shí)際塔板數(shù)N=26R

24、3=1.9Rmin=8.34時(shí),精餾段實(shí)際塔板數(shù) N精=14 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù)N提=10 ，全塔實(shí)際塔板數(shù)N=253.4有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(以精餾段R1為例) 3.4.1平均壓力計(jì)算 取每層壓降為，那么進(jìn)料板的壓力P=152+0.7*10=159KPa精餾段的平均壓力位Pm=(152+159)/2=155.5KPa同理其他回流比計(jì)算結(jié)果如下表： 表3-9 壓力表RR1R2R3進(jìn)料板壓力/KPa159158.3157.6精餾段平均壓力/KPa155.5155.15154.8 3.4.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 xD=y1=0.992 查 t-x-y圖 得x1=0.983塔頂氣相平均摩爾分子量 MV

25、mD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol塔頂液相平均摩爾分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol 由xF=0.282,查t-x-y圖知:yF=0.491進(jìn)料板氣相平均摩爾分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.491*78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol進(jìn)料板液相平均摩爾分子量 MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol精餾段氣相平均摩爾分子量精餾段液相平

26、均摩爾分子量 3.4.3平均密度計(jì)算 A.氣相平均密度 =Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15)=4.01Kg/m3同理計(jì)算出其他回流比R2和R3的分別 為：4.00Kg/Kmol和4.00Kg/Kmol B.液相的平均密度：塔頂平均密度 由tD =80.6,查手冊得A=814.4Kg/m3 ,B=809.5Kg/m LDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m3 進(jìn)料板平均密度 tF=103.5 A=790.2Kg/m3 ，B=789.9Kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率：aA=0.282*78.11/(0.282

27、*78.11+0.718*92.13) =0.25 LFm =1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m3 精餾段液相平均密度為 Lm=LDm+LFm/2=802.15 Kg/m 3.4.4液體平均外表張力計(jì)算由塔頂溫度t=80.6 時(shí),查苯-甲苯外表表3-10 塔頂苯-甲苯外表張力組分苯(A)甲苯(B)外表張力21.2022.10塔頂外表張力：m，頂=0.99221.20+(1-0.992)22.10=21.20mN/m由進(jìn)料溫度 t=103.5 時(shí),查苯-甲苯外表張力于表表3-11 進(jìn)料苯-甲苯外表張力組分苯(A)甲苯(B)外表張力18.2019.60 進(jìn)料板

28、的外表張力 ：m，進(jìn)=0.28218.20+(1-0.282)19.60=19.20mN/m那么精餾段平均外表張力為：m，精=m，頂+m，進(jìn)/2=20.20 mN/m3.3.2.5液體的平均粘度由塔頂溫度t=80.6 時(shí)，查手冊得A=0.309mPa.S ,B L頂=0.9920.309+(1-0.992)0.315=0.309mPas由進(jìn)料溫度 t=103.5 時(shí),查苯-甲苯粘度為：AB=0.261mPas L進(jìn) =0.2820.254+(1-0.282)0.261=0.59mPas精餾段液相平均粘度 L(精) =L頂+L進(jìn) /2=0.284 mPas3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.5.

29、1負(fù)荷計(jì)算 R1=5.3 3.5.1.1摩爾計(jì)算：L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/sL=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/sV=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.013kmol/s 3.5.1.2同理得質(zhì)量計(jì)算：L=6031.93kg/h=1.68kg/s , V=7170.03kg/h=1.99kgL=6991.93kg/h=1.94kg/s , V=3330.03kg/

30、h=0.93kg 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果同理得出R2=1.5Rmin=6.585 和R3=1.9Rmin=8.34得負(fù)荷計(jì)算，三個(gè)回流比計(jì)算結(jié)果如下表：表3-12 摩爾負(fù)荷RLVLVkmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/sR176.900.02191.410.02587.790.02447.890.013R2107.300.030121.730.034118.190.03374.490.021R3121.010.034135.430.038131.900.03791.890.0286 表3-13 質(zhì)量負(fù)荷RLVLVkg/hk

31、g/skg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/sR16031.931.687170.031.996991.931.943330.030.93R28416.252.349554.352.659376.252.605714.351.59R39491.752.6410629.852.9510292.422.866789.851.89 3.5.1.4 Vs和Ls計(jì)算 以R1=5.3為例Vs=V*MVm/(3600*)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/sLs=V*MLm/(3600*)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/s同理得R

32、2和R3,總的結(jié)果如下表表3-13 Vs和Ls值表RVs/(m3/s)Ls/(m3/s)R10.5180.0022R20.6910.0031R30.7690.0034 3.5.2塔徑的計(jì)算 以R1=5.3為例查塔間距與塔徑關(guān)系表，初選HT=0.45m ,取板上液層高度hL=0.07m 那么HT-hL=0.38m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，C20=0.0825，取平安系數(shù)為0.8，那么u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s塔徑D為：按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取D=1.0m 塔截面積實(shí)際空塔氣速：同樣計(jì)算出R2和R3，其總結(jié)果如下表表3-14 塔徑及其有關(guān)數(shù)據(jù)表RC20Cumax/(m/s)u/(m/s

33、)D(/m)圓整后D(/m)AT(/m2)實(shí)際u/(m/s)R10.08250.08271.1670.9340.8381.00.7850.660R20.08020.08041.1360.9090.9841.21.1300.612R30.08040.08061.1390.9111.041.21.1300.681 3.5.3精餾塔有效高度的計(jì)算 以R1=5.3為例 除人孔板層后精餾段有效高度：Z精=N精-2*HT=15*0.45=6.75m精餾段有效高度：Z提=N提-2*HT=14*0.45=6.3m在進(jìn)料板、塔頂、第九層、第27層、塔底分別設(shè)一個(gè)人孔，其塔板距為0.8m.故精餾塔的有效高度為 Z

34、=6.75+6.3+0.8*3=15.05m同理計(jì)算出其他回流比及總結(jié)果如下表：表3-15 塔有效高度及人孔表RZ精/mZ提/m人孔數(shù)塔有效高度Z/mR16.756.3515.05R25.853.6511.85R35.44.05411.05 3.5.4塔頂、塔底空間 3.5.4.1塔頂空間HD 取塔頂HD=2.0HT=2*0.45=0.9 m 3.5.4.2塔底空間HB假定塔底空間依儲(chǔ)存液量停留5 分鐘，那么塔底液高h(yuǎn)=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84 m 取塔底液面距最下面一層板留1.16米，故塔底空間HB=0.84+1.16=可見，三個(gè)回流比的

35、HB都可取2 米 3.5.5塔壁厚計(jì)算取每年腐蝕1.5mm，因限制用年數(shù)為10年， 那么壁厚故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚25mm同理可得出其他回流比的值，總結(jié)果如下表：表3-16 塔頂、塔底和壁厚表R塔頂空間HD/m塔底液高h(yuǎn)/m塔底空間HB/m塔體壁厚/mmR10.90.42225R20.90.59225R30.90.45225 3.6.F1型浮閥塔板設(shè)計(jì) 以R1=5.3為例 3.6.1溢流裝置 選用單溢流方形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，各項(xiàng)計(jì)算如下： 3.6.1.1.堰長lw:取堰長lw=0.66D=0.66m 3.6.1.2.出口堰高h(yuǎn)w:hw=hL-how , ，近似取E=1，Lh=Ls*3600=0.0

36、022*3600=7.92m3故how=0.015m 那么 hw=hL-how =0.07-0.015=0.065m 3.6.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af：由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124故Af=0.0721*0.785=0.0566m2 ,Wd=0.124*1=驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間： 故降液管尺寸可用。 3.6.1.4降液管底隙高度ho 可取降液管底隙處液體流速取uo=0.13m/s 那么 ho=0.0022/(0.66*0.13) =0.0256m 合理同理可得出其他回流比的各項(xiàng)計(jì)算，總結(jié)果如下

37、表：表3-17 溢流裝置參數(shù)表R堰上液層高度h0/m堰長lw/m出口堰高h(yuǎn)w/m降液管寬度Wd/m降液管的面積Af/m2停留時(shí)間/S底隙高度ho/mR10.0150660.0550.1240.056611.580.026R20.0170.7920.0530.1450.081511.830.030R30.0180.7920.0520.1450.081510.790.033 3.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm取閥孔動(dòng)能因子F0=10 ，孔速每一層塔板上的浮閥數(shù)N：取邊緣區(qū)域?qū)挾萕c=0.06mWs=0.10m塔板上的鼓泡面積R=D/2

38、-Wc=0.5-0.06=0.44m x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m把數(shù)據(jù)代入得Aa=0.4516浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m那么估算排間距考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一局部鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用69.2mm故取t=65mm=0.065m ，按t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，或者查標(biāo)準(zhǔn)可得閥數(shù)76個(gè).按N=76重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)。閥孔動(dòng)能因數(shù)F0變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 塔板開孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56

39、%同理，得出其他回流比總結(jié)果如下表：表3-18 塔板參數(shù)表Ru0/(m/s)初算浮閥數(shù)NAa/m2R/mX/m初算t/mm最后t/mm最后確定N最后u0/m/sF0開孔率/%R14.99870.45160.440.27669.265765.7111.4311.56R251150.70710.540.35582651184.909.8012.49R351280.70710.540.35573651185.4610.9212.47 3.6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 3.6.3.1氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降：干板阻力: 因?yàn)閡ouocB.板上充氣液層阻力:由液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)0=0.5 hI=0

40、hL =0.5*0.07=0.035m液柱C.液體外表張力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不計(jì)。因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐邽閔p=0.044+0.035=0.079m液柱.那么單板壓降700Pa 故設(shè)計(jì)合理。同理算出其他回流比R2 、R3的hp為0.068m和0.076m，同樣也設(shè)計(jì)合理。 3.6.3.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd(HT+hw) 其中 Hd=hp+hL+hd依前面可知，hp=0.069 m液柱液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故，同理得出其他回流比R2和R3的hd分別為：0.0026和0.00259.C.板上液層

41、高度，前已選定hL=0.07m 那么Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m取=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，那么(HT+hw)=0.50.45+0.055=0.2525m可見Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求.同理得出其他回流比R2和R3的Hd分別為：0.141m和0.149m. 3.6.3.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率a式板上液體流經(jīng)長度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m板上液體面積Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得CF=0.128泛點(diǎn)率=-b試泛點(diǎn)率

42、=依倆式算出泛點(diǎn)率均在80以下，故知霧沫夾帶量能滿足ev0.1 kg液/kg氣的要求同理算出其他回流比的總結(jié)果如下表：表3-19 泛點(diǎn)率有關(guān)數(shù)據(jù)表RZL/mAb/m2a式泛點(diǎn)率/%B式泛點(diǎn)率/%R10.7520.671845.346.8R20.910.96742.943.4R30.910.96747.448.3 3.6.4塔板的負(fù)荷性能圖 以R1為例. 3.6.4.1霧沫夾帶線依據(jù)泛點(diǎn)率,按泛點(diǎn)率=80%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得：Vs=-14.43Ls+0.97,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中VsLs圖所示。同理算出其他回流比R2和R3的霧沫夾帶線分別如下：Vs=-17.48Ls+1.75 和Vs=

43、-17.48Ls+1.75 3.6.4.2液泛線依前可知hp=hc+hI+h Hd=hp+hL+hd Hd(HT+hw)得：(HT+hw)= 由此式確定液泛線，忽略h項(xiàng)。即：因HT,hw、ho、lw、，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線： 任意取四點(diǎn)坐標(biāo)如下：0.001，0.973,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和0.012，0.397在Vs-Ls圖中作出液泛線2，同理得出其他回流比R2和R3得液泛線如下：和 3.6.4.3液體負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3-5s，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間.=35S ，那么液相負(fù)荷上限線3在VSLS圖中為與氣相流量 無

44、關(guān)的垂線。同理得出其他回流比R2和R3得液體負(fù)荷上限線如下：和 3.6.4.4漏夜線對于F1型重閥，依據(jù) 計(jì)算，那么又知那么作氣相負(fù)荷下限線4同理得出其他回流比R2和R3得漏夜線如下：和 3.6.4.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，即=0.006m從而計(jì)算出下限值，取E=1.02那么，依此作出液相負(fù)荷下限線(5)，該線為氣相流出無關(guān)的豎直線。同理得出其他回流比R2和R3漏夜線如下： 和 3.7.操作彈性計(jì)算依附圖中的R1 Vs-Ls圖可知，由 ，得因 故 操作彈性=VSmax/VSmin=0.843/0.227=3.71同理得出其他回流比R2和R3操

45、作彈性分別如下：3.72和3.73四.熱平衡確定熱換器 4.1.塔頂全凝器 以R1=5.3為例 4.1.1熱負(fù)荷Qc 以1秒鐘計(jì)算查手冊對應(yīng)的溫度得:從氣相變?yōu)橐合?，溫度不變。從液相變?yōu)橐合嗟?，溫度變化。故總的?fù)荷同理得出其他回流比R2和R3的QC如下：表4-1 熱負(fù)荷表RQC1/KJ/SQC2/KJ/SQC/KJ/SR1810120930R21073.5140.81214.3R31194.3156.61350.9 4.1.2傳熱面積A 4.1.2.1求平均溫度 依以上可知 T塔頂80.6 TD(45 t2(45) t1(25 35.4 20故 4.1.2.2 K值選定 因?qū)儆谝浩麄鳠?，故可?/p>

46、K=1000w/m2. 4.1.2.3傳熱面積A 同理得出其他回流比R2和R3的傳熱面積A分別如下： A=45.0m2和 4.1.3 清水的用量計(jì)算依 查手冊t=35.0時(shí)水的比熱Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kg,故把數(shù)據(jù)代人求得m=11.15kg故一年的用水量同理得出其他回流比R2和R3的m總分別如下：表4-2 循環(huán)水的用量表Rm/kg/s m總/萬噸/年R111.1528.9R214.5537.71R316.1941.96 4.1.4換熱器選用選用U型管式換熱器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管數(shù)n=28,熱換面積A=39.7m2,換熱管長L=3m,同理可

47、得其他回流比R2和R3分別為：選用U型管式換熱器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管數(shù)n=56,熱換面積A=23.8m2,換熱管長L=3m,選用U型管式換熱器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管數(shù)n=56,熱換面積A=25.7m2,換熱管長L=3m,選用倆臺(tái)交替使用, 4.2.塔底再沸器 4.2.1熱負(fù)荷QB 以1秒質(zhì)量來算 查手冊對應(yīng)的溫度并依下式計(jì)算得: 從前面可知F、W、D 和Qc的值，并分別把它們的值代人上式可得：QB=905.90KJ/S,同理得出其他回流比R2和R3的QB分別如下：QB=1190.20KJ/S，QB=1326.80KJ/S 4.2.2傳熱面積

48、A 4.2.2.1求平均溫度 過熱蒸汽的溫度為320， T:T1=320 tw+50=109.7+50= T:109.7 109.7 :210.3 50 故 4.2.2.2傳熱面積A計(jì)算因?qū)儆谝浩麄鳠幔士扇=1000w/m2.， 同理可得出其他回流比R2和R3的A分別如下: 10.67m2和 4.2.3 過熱蒸汽的用量過熱蒸汽經(jīng)過以下過程：從320過熱蒸汽飽和蒸汽164.97159.7查手冊得320時(shí)H=3100.9J/g , 飽和蒸汽焓H=2768.5J/g ,159.7那么每克過熱蒸汽放熱Q=(3100.9-2768.5)+(2768.5-2073.09)=1026.5J/g一年的QB

49、總=QB*t=905.9*1000*3600*7200J=2.35*1013J，故一年的蒸汽用量m: m=QB總/Q=2.35/1026.5*1013g=2.29*10同理得出其他回流比R2和R3的過熱蒸汽一年的用量QB總分別如下：30000噸 和33500噸。 4.2.4再沸器的選用選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為11m2,質(zhì)量m=533kg.同理可得其他回流比R2和R3分別為： 選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為11m2,質(zhì)量m=533kg.選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為14m2,質(zhì)量m=650kg.4.3.原料預(yù)熱器 先用

50、塔底產(chǎn)品預(yù)熱，再用過熱蒸汽預(yù)熱。 4.3.1求平均溫度出料液溫度: t : 35 過熱蒸汽溫度：T: 320 164.97 4.3.2 求比熱和傳熱的熱量 查手冊得69.25的苯與甲苯的比熱并計(jì)算的混合物的比熱為： CP=0.25*1878.7+0.75*1866.1=1869.25J/Kg. 氣相HA=533.6kj/kg,HB=523kj/kg 傳熱的熱量Q1=mqCP*=1.33*1869.25*(103.5-35)/5=3.4*104 J由XF=0.282,查yF=0.491氣相Q2=m*4/5*(0.491*533.6+0.509*523)=562KJ故Q=Q1+Q2=596KJ 4

51、.3.3塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量出料液溫度: t : 109.7 W=1.02KJ/s，那么塔底產(chǎn)品每秒放出熱量為：那么每秒還要過熱蒸汽給原料供熱為Q：596KJ-361.59KJ=234.41KJ 4.3.4 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計(jì)算 同樣取K=1000w/m2. 故 熱蒸汽每秒的用量Q1=Q/(3100.9-2768.5)=0.71Kg 故一年用量為:0.71*3600*7200=1.84萬噸/年 4.3.5預(yù)熱器選用選用一臺(tái)固定管板式換熱器JB/T4715-92，DN=219mm , 換熱面積A=3.7m2 ,管束N=1,管數(shù)n=33 4.4塔釜產(chǎn)品冷卻器因?qū)儆谝阂簜鳠?，故依?jīng)驗(yàn)值可取K

52、=600w/m2.產(chǎn)品溫度 t : 45 冷卻水的溫度 t: 45 45-25=20 查得 CP=4171.5J/Kg=224.7KJ/Kg ,=200.0KJ/Kg熱量Q=m*(-)=1.02*24.7=25.2KJ冷水每秒的用量m=Q/(*CP)=25200/(20*4171.5)=0.3Kg傳熱面積A=Q/(K*)=25200/(600*14.4)=2.92m2冷卻器的選用：選用一臺(tái)固定管板式換熱器JB/T4715-92，DN=219mm , 換熱面積A=3.7m2 ,管束N=1,管數(shù)n=33 五.經(jīng)濟(jì)估算 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算R1為例 5.1.1塔壁面積計(jì)算除倆端得封頭外，塔體的

53、高度h=HB+HD+Z=2.0+0.9+15.05=17.95m D=1.0m故塔體截面積面積=AT=0.785m2 塔壁S=A*h=17.95*0.785=14.09m查得封頭的面積A1=2*1.2096=2.0592m2 故總面積A總= 5.1.2塔板面積計(jì)算 塔板面積A=AT*塔板數(shù)=0.785*34=26.69m 5.1.3主要塔設(shè)備費(fèi)用計(jì)算依前面可知，全凝器傳熱面積A2=39.7*2=79.4m2 ,再沸器傳熱面積A3=11*2=22m預(yù)熱器和釜液冷卻器的傳熱面積分別為3.7*2=7.4m2和3.7*2=故塔設(shè)備經(jīng)費(fèi)I=A總*6000*1.3+A*4500+A2+A3+7.4+7.4

54、*4000=723114.76元同理得出其他回流比R2和R3的主要塔設(shè)備費(fèi)用如下表：表4-3 設(shè)備費(fèi)用表R塔體高度h/m塔壁面積S/m2塔板面積A/m2傳熱面積A2/m2塔設(shè)備總費(fèi)用I/元R118.816.844226.69116.2723114.76R215.219.235229.38132810244.56R314.7516.667528.25145.6839531.505.1.4因?yàn)樵O(shè)備可用10年，折舊率為10%，既r=1/n 故資產(chǎn)剩余值可以忽略不計(jì)，固定資產(chǎn)折舊額D=資產(chǎn)原值P/n=P*r=723114.76*10%=72311.48元同理得出其他回流比R2和R3的折舊金額如下：81

55、024.46元和83953.15元5.2 主要操作費(fèi)計(jì)算10年R1為例 5.2.1.清水用量費(fèi)用依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器用水量Q1=2.89*105噸/年，釜液冷卻一年用水量Q2=0.3*3600*7200=0.78萬噸/年 單價(jià)為16元/噸，故十年循環(huán)水費(fèi)用I1=Q1+Q2*10*16=4.75*107元同理得出其他回流比R2和R3的10年循環(huán)水費(fèi)用I1分別為： 6.16*107元和6.84*107元 5.2.2 過熱蒸汽的用量費(fèi)用因?yàn)橐荒暝俜衅鞯挠昧縌3=22900噸,原料預(yù)熱器一年用的量為18400噸，單價(jià)為250元/噸，故十年的過熱蒸汽費(fèi)用I2=(Q3+18400*250*10=1

56、.03*108元同理得出其他回流比R2和R3的10年過熱蒸汽費(fèi)用I2分別為: 1.21*108元和1.30*108元 5.2.3設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的總費(fèi)用p依以上可知P=72311.48+72311.48+47500000+103000000=1.51*108元同理得出其他回流比R2和R3的P如下：1.84*108元和1.99*108元 5.2.4 銀行利息后的總本錢P總貸款年平均利息為0.125，P總=P*1+0.12510=4.90*108元，同理得出其他回流比R2和R3的10年總本錢P總為5.98*108元和6.46*108元 5.3回流比的選擇依據(jù)本錢計(jì)算可知，R1的本錢最小，且依Vs

57、Ls圖可知，操作點(diǎn)也是比擬合理的位置，故這次回流比選R1進(jìn)行設(shè)計(jì)六、精餾塔附件及其重量計(jì)算 6.1.儲(chǔ)罐 回流罐：算出回流罐的容積回流罐通過的物流量， 設(shè)冷凝液在回流罐中的停留時(shí)間為10分鐘，罐的填充系數(shù)取0.7，故容積同理得出其他儲(chǔ)罐： 表4-3 回流罐容積表名稱停留時(shí)間容積/m3回流罐10min2.13原料罐0.5h4.34塔頂產(chǎn)品罐72h143.74塔底產(chǎn)品罐72h477.1 6.2.精餾塔接管尺寸(只對于R1來說，因已確定回流比) 6.2.1進(jìn)料管線管徑設(shè)原料流速u=0.5m/s,因那么管徑依據(jù)管材規(guī)格，應(yīng)該取管材，那么實(shí)際流速同理得出其他管徑如下 表4.-4 管路表管路進(jìn)料管釜液輸送管塔釜進(jìn)氣管塔頂冷凝液送管塔頂蒸氣管線流速m/s0.3120.36717.50.41015.35規(guī)格 6.3.泵的選用.依揚(yáng)程H和流量Q來選。揚(yáng)程老師統(tǒng)一為60m,送原料的流量Qm=4800Kg/h ，因進(jìn)料板的密度789.97Kg/m3 體積流量QV= Qm/789.97=6.08m3 /h ,依IS型水泵系