18216噸每年苯一甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)_課程設(shè)計(jì).doc

廣東石油化工學(xué)院 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目 1.8216 萬噸萬噸/年苯年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì) 2 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 (應(yīng)化 10 級各班適用) 一、設(shè)計(jì)說明書題目設(shè)計(jì)說明書題目: 1.8216(萬噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)說明書 二、二、設(shè)計(jì)任務(wù)及條件設(shè)計(jì)任務(wù)及條件 1.各班學(xué)號未兩位任務(wù)處理量為：1 班(1500 + 學(xué)號100)kg/h；2 班(1500 + 學(xué)號150)kg/h；3 班(1500 + 學(xué)號200)kg/h；4 班(1500 + 學(xué)號250) kg/h；5 班(1500 + 學(xué)號300)kg/h。 2.原料組成：1 班含苯 0.25(質(zhì)量分率，下同) ；2 班含苯 0.35；3 班含苯 0.40(質(zhì)量分率，下同) ；4 班含苯 0.45；5 班含苯 0.50 3.產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品，含苯 0.98(質(zhì)量分率，下同) ；塔底產(chǎn)品，含苯 0.01； 4.進(jìn)料熱狀況參數(shù)條件：1 班為 0；2 班為 0.25；3 班為 0.5；4 班為 0.75：5 班為 1.0。 5.塔頂采用 30的冷回流，冷卻水溫度 25，回用循環(huán)水溫度 45；塔底重 沸器加熱介質(zhì)為比密度 0.86 的柴油，進(jìn)口溫度 290，出口溫度 160。 6.其它用于經(jīng)濟(jì)評價(jià)參數(shù)：加工純利潤 600 元/噸原料油，操作費(fèi)用計(jì)量：料 液輸送 3 元/噸，冷卻水 16 元/噸，熱載體(柴油)160 元/噸；固定資產(chǎn)計(jì)量： 傳熱面積 4000 元/平方米, 泵 1200 元/(立方米/小時(shí)) ；5000 元/(立方米塔體)； 3000 元/(平方米 f1 型浮閥(重閥) 塔板) 。裝置使用年限 15 年。 3、說明書目錄主要內(nèi)容規(guī)定說明書目錄主要內(nèi)容規(guī)定 1. 說明書標(biāo)準(zhǔn)封面； 2.目錄頁，任務(wù)書頁 3.說明書主要內(nèi)容規(guī)定 1)裝置流程概述， 2)裝置物料平衡， 3)精餾塔操作條件確定， 4)(適宜回流比/最小回流比)為 1.35 時(shí)理論塔板數(shù)及進(jìn)料位置， 5)精餾塔實(shí)際主要工藝尺寸， 6)精餾塔塔頂?shù)诙?、進(jìn)料口上等三板和進(jìn)料口下等二板塔板結(jié)構(gòu)參數(shù) 7)精餾塔結(jié)構(gòu)參數(shù)匯總表和精餾塔結(jié)構(gòu)簡圖(a3 圖) ， 8)裝置熱衡算 9)裝置經(jīng)濟(jì)效益和工藝設(shè)計(jì)評價(jià) 四、參考書目四、參考書目 1)化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)； 2)夏清等編化工原理(上) 、( 下) 2002 年修訂版； 3)化工工藝設(shè)計(jì)圖表； 4)煉油工藝設(shè)計(jì)手冊浮閥塔分冊。 3 目錄 一、前言 .5 2.1 處理量確定處理量確定5 2.2 設(shè)計(jì)題目與進(jìn)程設(shè)計(jì)題目與進(jìn)程5 2.3 概述概述5 二、二、裝置流程概述裝置流程概述 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 三、精餾塔設(shè)計(jì)、精餾塔設(shè)計(jì).6 3.1 工藝條件的確定工藝條件的確定.6 3.1.1 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)6 3.1.2 溫度的條件7 3.1.3 操作壓力選定7 3.2 精餾塔物料恒算精餾塔物料恒算.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8 3.3 塔板數(shù)計(jì)算塔板數(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 et.8 3.3.6 求實(shí)際塔板數(shù)8 3.4 有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算有關(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 液體平均表面張力計(jì)算.9 3.3.2.5 液體的平均粘度10 3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸計(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)型浮閥塔板設(shè)計(jì) .12 3.6.1 溢流裝置.12 3.6.1.1.堰長 lw.12 3.6.1.2.出口堰高 hw.12 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 4 ho12 3.6.2 塔板布置及浮閥數(shù)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)算操作彈性計(jì)算16 四四.熱平衡確定熱換器熱平衡確定熱換器.16 4.1.塔頂全凝器塔頂全凝器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 a.17 4.1.3 循環(huán)水的用量計(jì)算.17 4.1.4 熱換器選用17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 熱負(fù)荷 qb18 4.2.2 傳熱面積 a.18 4.2.2.1 求平均溫度18 4.2.2.2 傳熱面積 a 計(jì)算.18 4.2.3 過熱蒸汽的用量18 4.2.4 再沸器的選用.18 4.3.原料預(yù)熱器原料預(yù)熱器 19 4.3.1 求平均溫度.19 4.3.2 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.19 4.3.3 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計(jì)算19 4.3.4 預(yù)熱器選用19 4.4 塔釜產(chǎn)品冷卻器19 五、經(jīng)濟(jì)估算五、經(jīng)濟(jì)估算20 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算（塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算（r1為例）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 5.25.2 主要操作費(fèi)計(jì)算（主要操作費(fèi)計(jì)算（1010 年）年） （r r1 1為例）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 p.21 六、六、個(gè)人總結(jié)及對本設(shè)計(jì)的評述個(gè)人總結(jié)及對本設(shè)計(jì)的評述. 24 七、參考文獻(xiàn)七、參考文獻(xiàn). 25 5 一、前言一、前言 化工原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，是理論系實(shí)際的 橋梁。通過課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識、設(shè)計(jì)原則及方法； 學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種 手冊的使用方法及物理性質(zhì)，能畫出工藝流程圖、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過 程中不僅要考慮理論上的可行性， 還要考慮生產(chǎn)上的安全性、 經(jīng)濟(jì)合理性。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、嚴(yán)肅認(rèn)真、 高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。 二、設(shè)計(jì)方案的確定二、設(shè)計(jì)方案的確定 2.1 處理量確定處理量確定 依設(shè)計(jì)任務(wù)書可知，處理量為:1500+8*100=2300kg/h,2300*24*330=1.8216 萬噸/ 年 2.2 設(shè)計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程設(shè)計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程 該次設(shè)計(jì)題目為：1.8216 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. 二、裝置流程概述二、裝置流程概述 2.4.12.4.1 塔設(shè)備的工業(yè)要求塔設(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 成本，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：流體阻力小：流體通過塔設(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)，易于達(dá)到所要求的真空度。 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：能滿足某些工藝 的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等. 6 2.4.22.4.2 工藝流程如下工藝流程如下： 苯與甲苯混合液（原料儲罐）原料預(yù)熱器浮閥精餾塔（塔頂：全凝 器分配器部分回流，部分進(jìn)入冷卻器產(chǎn)品儲罐）(塔釜：再沸器冷卻器 產(chǎn)品進(jìn)入儲罐） 2.4.3 流程的說明流程的說明 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?，又有液相混 合物，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)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然 后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。 液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(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加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 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，最后比較那個(gè)最好，而不是找出最佳的回流比。 三、精餾塔設(shè)計(jì)三、精餾塔設(shè)計(jì) 3.1 工藝條件的確定 3.1.1 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表 3-1 常壓下的相平衡數(shù)據(jù) 溫度/80.1859095100105110.6 / a pkpa 101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0 / b pkpa 40465463.374.386101.33 2.542.512.462.412.37 x1.000.7800.5810.4120.2580.1300 y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表 3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì) 物質(zhì)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c7h892.13110.6318.574107.7 表 3-3 antoine 常數(shù)值 物質(zhì)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/8090100110120 130 7 3 , /(/) l kg m 苯 815803.9790.3780.3770.9 761.3 3 , /(/) l kg m 甲苯 810800.2792.5780.3768.9 758.5 表 3-5 液體的表面張力 溫度/8090100110120 130 /mn m苯（） 21.2720.0618.8517.6616.49 15.23 /mn m甲苯（） 21.6920.5919.9418.4117.31 16.04 表 3-6 液體的黏度 溫度/8090100110120 130 / mpa s 苯 0.3080.2790.2550.2330.215 0.203 / mpa s 甲苯 0.3110.2860.2640.2540.228 0.213 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) 379.9373.8367.6361.2354.6 70 80 90 100 110 120 00.20.40.60.81 8 3.2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量： ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量：mb=92.13kg/kmol xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282 xd=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/92.13)=0.983 xw=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012 3.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf=xfma+(1-xf)mb=0.28278.11+（1-0.282）92.13=88.18kg/kmol md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol mw=xwma+(1-xw)mb=0.012 78.11+(1-0.012) 92.13=91.96 kg/kmol 3.2.33.2.3 操作壓力選定操作壓力選定 最底操作壓力：取回流罐物料的溫度為 30，查手冊得 poa =15.93kpa，pob =4.93kpa.由泡點(diǎn)方程 xd=(p回-pob)/(poa -pob)=0.983,可 得 p回=15.74kpa. pmin=15.74kpa+0.1mpa=115.74kpa 取塔頂操作壓力 p=1.1p0=1.1*101.33kpa=111.5kpa 3.2.4 物料衡算物料衡算 原料處理量 f=2300/88.18=26.08 kmol/h 總物料衡算 f=d+w=26.08 kmol/h 苯物料衡算 26.080.282=0.983d+0.012w 聯(lián)立解得 d=7.252 kmol/h w=18.828 kmol/h f=2300 kg/h=0.639kg/s=26.08kmol/h=1.8216 萬噸/年 w=568.18kg/h=0.158kg/s=7.252 kmol/h=0.4500 萬噸/年 d=1731.42kg/h=0.488kg/s=18.828kmol/h =1.3712 萬噸/年 物料 kg/hkg/s 萬噸/年 kmol/hkmol/s f23000.6391.821626.080.0072 d568.180.1580.45007.2520.0020 w1731.420.4881.371218.8280.0052 四、塔板數(shù)的確定四、塔板數(shù)的確定 4.1 理論板層數(shù)理論板層數(shù)nt的求取的求取 苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論塔板層數(shù)。 、由手冊查得苯甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 x-y 圖， 9 見圖 1 所示。 圖 1 圖解法求理論塔板層數(shù) 、求最小回流比及操作回流比。 采用作圖法求最小回流比。在圖 1 中對角線上，自點(diǎn) e（0.282,0.282）以 10 及斜率 q/(q-1)=0/(0-1)=0 作直線 ef 交平衡線于 q。 q 點(diǎn)坐標(biāo)由圖可得 q（0.130,0.282） 故，最小回流比為：rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.983-0.282)/(0.282-0.130) =4.61 取操作回流比為：r=1.35rmin=6.22 、求精餾塔的氣、液相負(fù)荷。 l=rd=6.227.252=45.107 kmol/h v=(r+1)d=7.227.252=52.359 kmol/h l=l+qf=45.107+026.08=45.107 kmol/h v= v+(q-1)f=52.359+126.08=78.439kmol/h 、求操作線方程。 精餾段操作線方程為： y=rx/(r+1)+ xd/(r+1)=(6.22/6.22+1)x+0.983/7.22=0.86x+0.136 作出精餾段操作線 ab 與 ef 線交于 d 點(diǎn) 提餾段操作線為：連接點(diǎn) c（0.012,0.012）及 d 點(diǎn)即為提餾段操作線。 、圖解法求理論板層數(shù)，如圖 1 所示。求得結(jié)果為： 總理論板層數(shù) nt=16（包括再沸器） 。其中=8，=7(不包括再沸器) nt精nt提 進(jìn)料板位置為第 9 層。 4.2 實(shí)際板層數(shù)的求取實(shí)際板層數(shù)的求取 4.24.21 1、求平均塔效率、求平均塔效率 e et t 根據(jù)苯-甲苯物系 t-x-y 圖可以查出tf=99.8 td=80.1 tw=110.1 4 42 21 11 1、精餾段平均塔效率、精餾段平均塔效率 精餾段的平均溫度：tm=(99.8+80.1)/2=89.95 由安托尼方程 lg po =a-b/(t+c),及相關(guān)系數(shù)表計(jì)算得對應(yīng)的 tf=99.8:poa=160.74kpa pob =65.39kpa td=80.1:poa=102.78kpa pob =39.47kpa tw=110.1:poa=235.35kpa pob =100.10kpa =102.78/39.47=2.60 d =235.35/100.10=2.35 w =160.74/65.39=2.46 f 相對揮發(fā)度53. 246 . 2 60. 2 1 m 40 . 2 46 . 2 35 . 2 2 m l如下： 由 t - x -y 圖查得該溫度下 xa=0.622，以及該溫度下由表得 苯=0.302，甲苯=0.381 11 l= xa苯+（1-xa）甲苯=0.6220.302+0.3780.381=0.33 故 l=2.47*0.33=0.815 塔效率 et=0.49=0.49 = 0.516 -0.245 815. 0 245 . 0 4 42 21 12 2、提餾段平均塔效率、提餾段平均塔效率 提餾段的平均溫度：tm=(99.8+110.1)/2=104.9 同上可得出 et=0.536 4.24.22 2、實(shí)際板層數(shù)的求取、實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段的實(shí)際板層數(shù) n精=8/0.516=15.50， 取 16 精餾段的實(shí)際板層數(shù) n提=7/0.536=13.06， 取 14 五、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算五、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(以精餾段為例以精餾段為例) 5.1 操作壓力計(jì)算操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力計(jì)算 pd= 98kpa 每層塔板壓降 p=0.7kpa 第二塔板 =98+0.7=98.7kpa p1 精餾塔進(jìn)料口上第三板=98+0.7*11=105.7kpa p2 精餾塔進(jìn)料口下第二板=98+0.7*15=108.5kpa p3 5.2 操作溫度確定操作溫度確定 塔頂溫度 td=80.1 進(jìn)料板溫度 tf=99.8 精餾段平均溫度 tm=(99.8+80.1)/2=89.95 第二塔板的溫度：=99.8-（15）=81.33 t1 16 1 . 80 8 . 99 精餾塔進(jìn)料口上第三板的溫度：=99.8-（3）=96.11 t2 16 1 . 80 8 . 99 精餾塔進(jìn)料口下第二板的溫度：=99.8+（1）=100.53 t3 14 8 . 99 1 . 110 查 t-x-y 圖得組成： =0.912 =0.961 =0.403 =0.721 x1 y1 x2 y2 =0.265 =0.435 x3 y3 5.3 摩爾質(zhì)量計(jì)算摩爾質(zhì)量計(jì)算 第二塔板摩爾質(zhì)量計(jì)算：由=0.912 =0.961，查平衡曲線（圖 1） ， x1 y1 得 12 =+(1-)=0.96178.11+0.03392.13=78.10kg/kmol 1vm m y1m a y1 mb =+(1-)=0.91278.11+0.08892.13=79.34kg/kmol 1lm m x1max1mb 同理可得 =83.02kg/kmol =86.48kg/kmol 2vm m 2lm m =86.03kg/kmol =88.41 kg/kmol 3vm m 3lm m 5.4 平均密度計(jì)算平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即： =mm/r=98.778.10/（8.314（81.33+273.15)）=2.62 kg/m3 pm1p1t1 同理可得 =2.86kg/m3 =3.00kg/m3 pm2pm3 液相平均密度計(jì)算 由=81.33,查手冊得 a=801.1kg/m3 ,b=797.6kg/m3 t1 由=96.11,查手冊得 a=787.9kg/m3 ,b=785.5kg/m3 t2 由=100.53,查手冊得 a=778.1kg/m3 ,b=769.2kg/m3 t3 質(zhì)量分?jǐn)?shù): 1=0.90 mxmx mx mbmb ma )1 ( 11 1 13.92088 . 0 11.78912 . 0 10.78912 . 0 2=0.387 3=0.258 lm1=1/(0.90/801.1+0.10/797.6)=800.75kg/m3 同理可得 lm2=786.42kg/m3 lm3=771.48kg/m3 5.5 液體平均表面張力計(jì)算液體平均表面張力計(jì)算 第二塔板液相平均表面張力的計(jì)算：由td=81.33,查手冊得 a=19.5mn/m b=21.1mn/m ldm=0.91219.5+(1-0.912)21.1=19.64mn/m 5.6 液體平均粘度計(jì)算液體平均粘度計(jì)算 第二塔板液相平均粘度的計(jì)算：由td=81.33,查手冊得 a=0.309mpa.s b=0.328mpas ldm =0.9120.309+(1-0.912)0.328=0.311mpas 六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 6.1 塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算 13 精餾段的氣、液相體積流量為： vs1=v/(3600)=52.35978.10/(36002.62)=0.433/s vm m vm m 3 ls1=l/(3600)=45.10779.34/(3600801.1)=0.00124/s lm m lm m 3 同理可得 vs2= 0.422/s ls2=0.00137/s m 3 m 3 vs3=0.417/s ls3=0.00142/s m 3 m 3 由 2/1 max )/ )( vvl cu 式中 c 由算得，其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為： 2 . 0 20 )20/( l cc 20 c 050 . 0 )3600*433 . 0 /(3600*00124 . 0 *)62 . 2 /75.800(/)/( 2/12/1 hhvl vl 取板間距 ht=0.40m，板上液層高度 hl=0.06m 那么 ht-hl=0.34m 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得=0.072 20 c 0717 . 0 )20/64.19(*072 . 0 )20/( 2 . 02 . 0 20 l cc smcu vvl /251 . 1 )62 . 2 / )62 . 2 75.800(0717 . 0 )/ )( 2/12/1 max 取安全系數(shù)為 0.6，那么 u=0.6umax=0.6*1.251=0.750m/s 塔徑 d 為：muvsd793 . 0 )875 . 0 14 . 3 433 . 0 *4()/4( 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 d=0.8m 塔截面積 222 502 . 0 4/8 . 0*14 . 3 4/mdat 實(shí)際空塔氣速：smavsu t /862 . 0 502. 0/433 . 0 / 6.2 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度：z 精=（n 精-1）*ht=15*0.40=6.00m 提餾段有效高度：z 提=（n 提-1）*ht=13*0.40=5.20m 設(shè) 3 個(gè)人孔，其高度為 0.8m. 故精餾塔的有效高度為 z=6.00+5.20+0.8*3+1.8*3=19.00m 七、塔板主要工藝尺寸計(jì)算七、塔板主要工藝尺寸計(jì)算 7.1 溢流裝置計(jì)算溢流裝置計(jì)算 因塔徑 d=0.8m 故選用單溢流弓形降液管,采用凹型受液盤，不進(jìn)口堰，各 項(xiàng)計(jì)算如下： 14 7.7. 1.1.1.1.堰長堰長 l lw w: 取堰長 lw=0.66d=0.66*0.8=0.528m 7.1.2.7.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: : hw=hl-how , ，近似取 e=1，hl=0.006 2 3 2.84 () 1000 h ow w l he l lh=ls*3600=0.00124*3600=4.46m3/s 故 how1=0.0117m 同理可得 how2=0.0126m how2=0.0129m 取板上液層高度 hl=0.06 則 hw1=hl-how =0.06-0.0159=0.044m 同理可得 hw2=0.046 hw3=0.046 7.1.37.1.3 圓形降液管寬度圓形降液管寬度 w wd d和面積和面積 a af f： 由 lw/d=0.528/0.8=0.66,查弓形降液管的寬度和面積圖可得： af/at=0.0722，wd/d=0.124 故 af=0.0722*0.502=0.0362m2 ,wd=0.124*0.8=0.0992m 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間： slha htf 67.11)00124 . 0 *3600/(40 . 0 *0362 . 0 *3600/*36001 5s 1 同理可得=10.565s =10.195s 23 故降液管尺寸可用。 7.1.47.1.4 降液管底隙高度降液管底隙高度 hoho 可取降液管底隙處液體流速取 uo=0.08m/s 0 0 s w l h l u 則 ho1=0.00124/(0.528*0.08) =0.0293m -=0.044-0.0293=0.01470.006m hw1h01 同理可得-=0.046-0.0324=0.01360.006m hw2h02 -=0.046-0.0336=0.01240.006m hw3h03 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 7.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 7.7. 2.1.2.1.塔板的分塊塔板的分塊 因 d=800mm,故塔板采取分塊式 7.7. 2.2.2.2.邊緣區(qū)寬度確定邊緣區(qū)寬度確定 取閥孔動(dòng)能因子 f0=10，孔速smfu v /18 . 6 62 . 2 /10/ 00 每一層塔板上的浮閥數(shù) n： 58)18 . 6 *039 . 0 *4/14 . 3 /(433 . 0 )*4/( 2 0 2 0 1 udvs n 15 同理可得=59 =60 n2n3 取邊緣區(qū)寬度=0.06m wc 取破沫去寬度 ws= ws=0.06 7.7. 2.3.2.3.開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積 aa按計(jì)算 222 2arcsin 180 a x ax rxr r r=d/2-wc=0.35-0.06=0.29m x=d/2-(wd+ws)=0.35- (0.0992+0.06)=0.1908m 把數(shù)據(jù)代入得 aa=0.204 7.7. 2.4.2.4.篩孔計(jì)算及其排列篩孔計(jì)算及其排列 浮閥排列按等腰三角形排列，取孔心距 t 為 t=75mm 考慮到塔的直徑較大，采用分塊式塔板，浮法排列方式為正三角形排列， 則估算排間距取 取孔心距 t 為 t=75mm=0.075m mmmtnaat 8 . 460468 . 0 )075 . 0 *58/(204 . 0 )*/( 同理可得=46.1mm =45.3mm t 2 t 3 smnvsu/25 . 6 )58039 . 0 414 . 3 /(433 . 0 )039 . 0 4/( 22 01 同理可得=5.99m/s =5.82m/s u02u02 01.1062.2*25.662.2 00 uf 閥孔動(dòng)能因數(shù) f0變化不大，仍在 912 范圍內(nèi)。 塔頂?shù)诙K板塔板開孔率=u/u0=0.750/6.25=12.00% 同理可得 取精餾塔進(jìn)料口上第三板塔板閥孔動(dòng)能因子 f0=11 精餾塔進(jìn)料口上第三板塔板開孔率=u/u0=0.750/5.99=12.52% 精餾塔進(jìn)料口下第二板塔板精餾塔進(jìn)料口下第二板塔板 精餾塔進(jìn)料口下第二板塔板閥孔動(dòng)能因子 f0=11 精餾塔進(jìn)料口下第二板塔板開孔率=u/u0=0.750/5.82=12.88% 八、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算八、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 8.1 塔板的壓降塔板的壓降： 由式得 pci hhhh a.干板阻力干板阻力的計(jì)算的計(jì)算: c h smu vc /19 . 6 62 . 2 / 1 . 73/ 1 . 73 825 . 1 825 . 1 10 16 同理可得 =5.90m/s =5.75m/s uc2 0uc20 因?yàn)?uouoc故可以 液柱mguh lvc 035 . 0 )81 . 9 *75.800*2/(25 . 6 *62 . 2 *34 . 5 )*2/(*34 . 5 22 01 同理可得= 0.036 =0.036 hc2hc3 b.板上充氣液層阻力板上充氣液層阻力 hi的計(jì)算的計(jì)算: 由液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)0=0.5 hi=0hl =0.5*0.06=0.030m 液柱 c.液體表面張力所造成的阻力液體表面張力所造成的阻力： h 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?hp=0.035+0.030=0.065m 液柱. 則單板壓降pp=700pa 故pagh lp 59.51081 . 9 *75.800*065 . 0 設(shè)計(jì)合理。 =501.46pa700pa =491.93pa700pa pp2 pp3 8.2 液泛液泛 為了防止液泛現(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 a.依前面可知，hp=0.065 m 液柱 b.液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故 mhllh owsd 001226 . 0 )0293 . 0 528 . 0 00124 . 0 (153 . 0 )/(153 . 0 22 c.板上液層高度，前已選定 hl=0.06m 則 hd=0.065+0.06+0.001226=0.1260m 取 =0.5 又已選定 ht=0.40m，hw=0.046m 則 (ht+hw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m 可見 hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求. 8.3 霧沫夾帶霧沫夾帶 依據(jù)泛點(diǎn)率, 0 0 1.36 100 vm ssl lmvm fb vl z kc a 精 精精 板上液體流經(jīng)長度 zl=d-2wd=0.8-2*0.0992=0.602m 17 板上液體面積 ab=at-2af=0.502-2*0.0362=0.429m2 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 cf1=0.105 cf2=0.108 cf1=0.110 泛點(diǎn)率 = %32.57%100)429 . 0 105 . 0 1/()602 . 0 00124. 036 . 1 62 . 2 75.800 62 . 2 433 . 0 ( 同理可得精餾塔進(jìn)料口上第三板泛點(diǎn)率=60.56 精餾塔進(jìn)料口下第二板泛點(diǎn)率=62.64 泛點(diǎn)率= %34.60)502. 0105. 0178 . 0 ( 62. 275.800 62. 2 433 . 0 %100)78 . 0 (365. 0 tf vl v akc 同理可得精餾塔進(jìn)料口上第三板泛點(diǎn)率=63.62 精餾塔進(jìn)料口下第二板泛點(diǎn)率=65.80 依倆式算出泛點(diǎn)率均在 70以下， 故知霧沫夾帶量能滿足 ev0.1 kg（液）/kg（氣）的要求 九、塔板的負(fù)荷性能圖九、塔板的負(fù)荷性能圖 9.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 依據(jù)泛點(diǎn)率, 0 0 1.36 100 vm ssl lmvm fb vl z kc a 精 精精 按泛點(diǎn)率=70%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得： vs=-11.95ls+0.663 同理可得 vs2=-11.28ls+0.625, vs3=-10.92ls+0.605, 任意取兩點(diǎn)坐標(biāo)如下： vs1（0.001，0.674） （0.002，0.686） vs2（0.001，0.636） （0.002，0.647） vs3（0.001，0.6159） （0.002，0.626） 作出霧沫夾帶線(1)如附圖中 vsls圖所示。 9.2 液泛線液泛線 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 pldcild hhhhhhhh 18 項(xiàng)。 即： 3/2 0 2 0 2 ) 3600 ( 1000 84 . 2 )1 ()(153 . 0 34 . 5 )( 0 w s w w s l v wt l l eh hl l g u hh 因 ht,hw、ho、lw、，把有關(guān)數(shù)據(jù) nd v u s lv 4/ 2 0 00 均為定值，且及、 代人整理得液泛線： 0156 . 0 532. 127.639371 . 0 3/222 s llv ss 任意取五點(diǎn)坐標(biāo)如下： （0.0005，0.6276）,(0.001,06143),(0.0015,0.6020),和（0.002，0.5899） （0.0025，0.5776） 在 vs-ls 圖中作出液泛線（2） ， 同理可得精餾塔進(jìn)料口上第三板液泛線： 0154 . 0 532 . 1 79.522398. 0 3/222 s llv ss 任意取五點(diǎn)坐標(biāo)如下： （0.0005，0.6019）,(0.001,0.5891),(0.0015,0.5775)和（0.002，0.5661） （0.0025，0.5548） 在 vs-ls 圖中作出液泛線（2） ， 同理可得精餾塔進(jìn)料口下第二板液泛線： 0154. 0532 . 1 27.3569412 . 0 3/222 s llv ss 任意取五點(diǎn)坐標(biāo)如下： （0.0005，0.5900）,(0.001,0.5726),(0.0015,0.5527),和（0.002，0.5292） （0.0025，0.5111） 在 vs-ls 圖中作出液泛線（2） 9.3 液體負(fù)荷上限線液體負(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 ， 3600 ft h a h l 則smhals tf /00290. 05/40. 00362. 05/)( 3 max 液相負(fù)荷上限線（3）在 vsls 圖中為與氣相流量 無關(guān)的垂線。 9.4 漏夜線漏夜線 對于 f1 型重閥，依據(jù) 計(jì)算，則 00 5 v fu v u/5 0 又知 0 2 0min 4/nudvs 19 則 smndv v s /213 . 0 63 . 2 548039 . 0 414 . 3 5 4 322 0min 作氣相負(fù)荷下限線（4） 9.5 液相負(fù)荷下限線液相負(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 2 3 2.84 () 1000 h ow w l he l 從而計(jì)算出下限值，取 e=1 則，sm l l w s /00045 . 0 3600 528. 0 ) 184. 2 1000006 . 0 ( 3600 ) 184 . 2 1000006 . 0 ( 32/32/3 min 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。 塔塔頂頂?shù)诘诙灏遑?fù)負(fù)荷荷性性能能圖圖 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 00.0010.0020.0030.0040.005 l ls s/ /（m m 3 3/ /s s） v vs s/ /（m m 3 3/ /s s） 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 十、操作彈性計(jì)算十、操作彈性計(jì)算 依附圖中的 r1 vs-ls 圖可知，smvs/71 . 0 3 max 因 故 操作彈性=vsmax/vsmin=0.71/0.177=4.01smvs/177 . 0 3 min 20 精精餾餾塔塔進(jìn)進(jìn)料料口口上上第第三三板板負(fù)負(fù)荷荷性性能能圖圖 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 00.0010.0020.0030.0040.005 l ls s/ /（m m 3 3/ /s s） v vs s/ /（m m 3 3/ /s s） 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 十一、操作彈性計(jì)算十一、操作彈性計(jì)算 依附圖中的 r1 vs-ls 圖可知，smvs/63. 0 3 max 因 故 操作彈性=vsmax/vsmin=0.63/0.154=4.09smvs/154. 0 3 min 精精餾餾塔塔進(jìn)進(jìn)料料口口上上第第三三板板負(fù)負(fù)荷荷性性能能圖圖 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 00.0010.0020.0030.0040.005 l ls s/ /（m m 3 3/ /s s） v vs s/ /（m m 3 3/ /s s） 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 十二、操作彈性計(jì)算十二、操作彈性計(jì)算 依附圖中的 r1 vs-ls 圖可知，smvs/63. 0 3 max 因 故 操作彈性=vsmax/vsmin=0.51/0.152=4.14smvs/152. 0 3 min 十三、塔壁厚計(jì)算十三、塔壁厚計(jì)算 取每年腐蝕 0.3mm，因限制用年數(shù)為 15 年，年壽終了的最低mm4 那么壁厚mmmm5 . 8)153 . 04( min 故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚 10mm 21 計(jì)算結(jié)果 序號項(xiàng)目符號單位 塔頂?shù)诙?塊塔板(最 大) 精餾塔進(jìn) 料口上第 三板 精餾塔進(jìn) 料口下第 二板 1 溫度 t81.3396.11100.53 2 壓力 pmkpa98.7105.7108.5 3 氣相 vsm3/s0.4330.4220.417 4 平均流量 液相 lsm3/s0.001240.001370.00142 7 塔徑 dm0.800.800.80 平均氣相摩爾質(zhì)量 mkg/kmol78.1083.02 86.03 平均液相摩爾質(zhì)量 mkg/kmol79.3486.4888.41 氣相平均密度 kg/m3 2.622.863.00 液相平均密度 kg/m3 800.75786.42771.48 塔截面積t a 2 m 0.5020.5020.502 8 板間距 hm0.400.400.40 10 空塔氣速 um/s0.8620.8620.862 11 溢流管形式弓形弓形弓形 12 溢流堰長度 lwm0.5280.5280.528 13 溢流堰高度 hwm0.0440.0460.046 14 板上液層高度 hlm0.060.060.06 15 溢流裝置 堰上液層高度 howm0.01170.01260.0129 16破沫去寬度wsm0.060.060.06 17邊緣區(qū)寬度wcm0.060.060.06 18開孔區(qū)面積aam20.2040.2040.204 19 閥孔直徑 dm0.0390.0390.039 20 浮閥數(shù)個(gè) n 個(gè) 585960 21 閥孔氣速 u0m/s6.255.995.82 22 閥孔動(dòng)能因數(shù) f0101111 23 開孔率% 12.0012.5212.88 24 孔心距 tm0.0750.0750.075 25 排間距 tm0.04680.04610.0453 26 塔板壓降 ppa510.59501.46491.93 27 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí) 間 s11.6710.5910.19 28 底隙高度 hom0.02930.03240.0336 30 泛點(diǎn)率，% 57.32/ 60.34 60.56/ 63.62 62.64/ 65.80 31 液相負(fù)荷上限 ls maxm3/s0.00290.00290.0029 32 液相負(fù)荷下限 ls minm3/s0.000450.000450.00045 33 氣相負(fù)荷下限 vs minm3/s0.1770.1540.152 34 操作彈性 4.014.094.14 22 十四、塔附件及總高度的計(jì)算十四、塔附件及總高度的計(jì)算 14.5.3.114.5.3.1 塔頂空間塔頂空間 d h 為了安裝人孔及破沫網(wǎng)，取塔頂mhd6 . 1 14.5.3.214.5.3.2 進(jìn)料板高度進(jìn)料板高度 f h 安裝人孔及氣液相進(jìn)料，取稍大一點(diǎn)，