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文檔簡介
1、天津大學仁愛學院化工系化工原理課程設計板式連續(xù)精餾塔設計任務書一、設計題目:分離苯甲苯系統(tǒng)的板式精餾塔設計 試設計一座分離苯甲苯系統(tǒng)的板式連續(xù)精餾塔,要求原料液的年處理量為 50000 噸,原料液中苯的含量為 35 %,分離后苯的純度達到 98 %,塔底餾出液中苯含量不得高于1%(以上均為質(zhì)量百分數(shù))二、操作條件1. 塔頂壓強: 4 kPa (表壓);2. 進料熱狀態(tài): 飽和液體進料3. 回流比: 加熱蒸氣壓強: 101.3 kPa(表壓);單板壓降: 0. 7 kPa3、 塔板類型 : 浮閥塔板四、生產(chǎn)工作日 每年300天,每天24小時運行。五、廠址廠址擬定于天津地區(qū)。六、設計內(nèi)容 1. 設
2、計方案的確定及流程說明2. 塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算3. 精餾塔的物料衡算4. 塔板數(shù)的確定5. 塔體工藝尺寸的計算6. 塔板主要工藝尺寸的設計計算7. 塔板流體力學驗算8. 繪制塔板負荷性能圖9. 塔頂冷凝器的初算與選型10. 設備主要連接管直徑的確定11. 全塔工藝設計計算結(jié)果總表12. 繪制生產(chǎn)工藝流程圖及主體設備簡圖13. 對本設計的評述及相關問題的分析討論目 錄一、緒 論1二、設計方案的確定及工藝流程的說明22.1設計流程22.2設計要求32.3設計思路32.4設計方案的確定4三、全塔物料衡算53.2物料衡算5四、塔板數(shù)的確定64.1理論板數(shù)的求取64.2全塔效率實際板層數(shù)的
3、求取7五、精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負荷的計算95.1進料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計算95.2氣相平均密度和氣相負荷計算105.3液相平均密度和液相負荷計算105.4液相液體表面張力的計算115.5塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表11六、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計算146.1塔徑的計算146.2塔板主要工藝尺寸計算156.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列17七、 塔板流體力學的驗算及負荷性能圖197.1塔板流體力學的驗算197.2塔板負荷性能圖22八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算27九、浮閥塔工藝設計計算總表28十、輔助設備的計算與選型3010.1塔頂冷凝器的試算與初選3010.2塔主要連接管直
4、徑的確定31十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論3313.1設計基礎數(shù)據(jù)3613.2附圖38一、緒 論 化工原理課程設計是綜合運用化工原理課程和有關先修課程(物理化學,化工制圖等)所學知識,完成一個單元設備設計為主的一次性實踐教學,是理論聯(lián)系實際的橋梁,在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設計,要求更加熟悉工程設計的基本內(nèi)容,掌握化工單元操作設計的主要程序及方法,鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力,問題分析能力,思考問題能力,計算能力等。 精餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)最常用的一種單元操作,在化工,煉油,石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下
5、(有時加質(zhì)量劑),使氣液兩相多次直接接觸和分離,利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同,使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移,難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移,實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求,精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的,有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進行分離。本設計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計,即需設計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯,采用連續(xù)操作方式,需設計一板式塔將其分離。二、設計方案的確定及工藝流程的說明2.1設計流程 本設計任務為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離,采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送
6、入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的1.7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。3 圖2-1 精餾工藝流程圖 圖2-2 單塔工藝流程簡圖2.2設計要求 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。精餾塔對塔設備的要求大致如下: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。 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。 流體阻力小,流體通過塔設備時阻力降
7、小,可以節(jié)省動力費用,在減壓操作是時,易于達到所要求的真空度。 有一定的操作彈性,當氣液相流率有一定波動時,兩相均能維持正常的流動,而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 結(jié)構(gòu)簡單,造價低,安裝檢修方便。 能滿足某些工藝的特性:腐蝕性,熱敏性,起泡性等本次實驗我們根據(jù)所給條件設計出塔的各項參數(shù)及其附屬設備的參數(shù)。2.3設計思路 在本次設計中,我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離,簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃,如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離,是精餾塔的基本原理。實際上,蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設
8、備。蒸餾過程按操作方式不同,分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾,我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中,熱能利用率很低,有時后可以考慮將余熱再利用,在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性,流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設置。在這里準備用全凝器,因為可以準確的控制回流比。此次設計是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱,所以需要再沸器?;亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選
9、定回流比。本設計采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選R=1.7Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。2.4設計方案的確定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求,可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離,應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的1.5-1.7倍。塔底設置再沸器采用間接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。三、全塔物料衡算3.1 原料液及塔頂、塔
10、底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 苯的摩爾質(zhì)量: 甲苯的摩爾質(zhì)量: =0.388 =0.983 =0.0117 =0.350×78.11+0.650×92.13=86.68(kg/kmol) =0.983×78.11+0.017×92.13=78.35(kg/kmol) =0.0117×78.11+0.9883×92.13=91.965(kg/kmol) 3.2物料衡算 原料處理量:F=50000×1000/(300×24×86.68)=80.11kmol/h 總物料衡算:80.11=D+W 苯物料衡算:80.11&
11、#215;0.035=0.983D+0.0117W 聯(lián)合解得 :D =31.06kmol/h W=49.04kmol/h 最少回流比:由q=1和平衡線交點畫圖的出。(附圖1)四、塔板數(shù)的確定 4.1理論板數(shù)的求取 苯-甲苯屬理想體系,可采用圖解法球理論板層數(shù)。 由手冊查得苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù),繪出t-x-y圖與x-y圖。 作圖法求最小回流比及操作回流比。如圖1-1。由,從圖中讀得 所以最小回流比為 =1.68 取操作回流比為 精餾塔打氣、液相負荷 L=RD=2.862×31.06=88.89kmol/h V=(R+1)D=(2.862+1)31.06=119.95kmol/h
12、L'=L+F=88.91+80.11= 169.02kmol/l V'=V=119.95 kmol/h 操作線方程: 精餾段操作線方程: 提餾段操作線方程: 圖解法求理論層數(shù) 總理論板層數(shù):(包括再沸器) 進料板位置: 4.2全塔效率實際板層數(shù)的求取 全塔效率 根據(jù)塔頂,塔底液相組成,查t-x-y圖知塔頂溫度81,塔底溫度109.9,求得塔平均溫度為: 由精餾段與提餾段的平均溫度,依據(jù)安托尼方程,求出再求出相對揮發(fā)度。其中 苯: A=6.023,B=1206.35,C=220.24 甲苯:A=6.078,B=1343.94,C=219.58 當溫度為81 Kpa ,Kpa 同理
13、當溫度為109.9時, , 又因為平均溫度為95.45,查表知液體黏度為 mPa·s mPa·s = =0.27086mPa·s 全塔效率 精餾段實際板層數(shù) 提餾段實際板層數(shù) 進料板為 總實際板數(shù) =13+13=26塊 五、精餾與提餾段物性數(shù)據(jù)及氣液負荷的計算5.1進料板與塔頂、塔底平均摩爾質(zhì)量的計算 塔頂:,由平衡圖知: 進料板:, 塔底: ,查得 所以,精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 5.2氣相平均密度和氣相負荷計算 精餾段 提餾段 精餾段氣相負荷: 提餾段氣相負荷: 5.3液相平均密度和液相負荷計算 液相密度依下式計算,即 塔頂:, 查得: , 進料
14、板:,查得:, 進料板液相的質(zhì)量分數(shù)為 進料板液相平均密度:由, 查得 , 塔釜液相質(zhì)量分數(shù)為: 精餾段液相平均密度為: 提餾段液相平均密度為: 5.4液相液體表面張力的計算 塔頂: 查表知:, 進料板: 查表知: , 塔底: 查表知:, 精餾段液相平均表面張力為: 提餾段液相平均表面張力為: 5.5塔內(nèi)各段操作條件和物性數(shù)據(jù)表 (1)操作壓力 塔頂壓強: =101.3+4=105.3Kpa 每層塔板壓降: 進料板壓力: =105.3+0.7×13=114.4Kpa 精餾段平均壓力:=(105.3+114.4)/2=109.85Kpa 塔底壓強: =PD+NP=105.3+0.7
15、215;26=123.5Kpa提餾段平均壓力:=(114.4+123.5)/2=118.95Kpa(2) 操作溫度 由附錄查知,安托因方程中苯-甲苯參數(shù)如下: 苯: A=6.023, B=1206.35, C=220.24 甲苯: A=6.078, B=1343.94, C=219.58 所以:由安托尼方程進行試差計算,得 塔頂溫度 =81.7 進料板溫度 =99.6 塔底溫度 =116.5 精餾段平均溫度 =(81.7+99.6)/2=90.65提餾段平均溫度 =(99.6+116.5)/2=108.05(3) 平均粘度 液相平均粘度計算公式: 塔頂: 查表知: , 由 所以: 進料板: 查
16、表知: , = 塔底: =116.5查表知: , = 精餾段液相平均黏度為: 精餾段液相平均粘度為: 6、 塔徑及塔板結(jié)構(gòu)工藝尺寸的計算6.1塔徑的計算 精餾段氣、液相體積流量: 提餾段氣、液相體積流量: 最大空塔氣速計算公式: 取板間距 ,板上液層高度,則 -=0.45-0.07=0.38m 精餾段: 提餾段 : 查表知: =0.079, =0.075 所以 精餾段: 提餾段: 取安全系數(shù)0.6,則空塔氣速為: 精餾段: 提餾段: 按標準塔徑圓整后為: D=1.4m 塔截面積為 : 實際空塔氣速 精餾段: 提餾段: 6.2塔板主要工藝尺寸計算 因塔徑D=1.4m,可造用單溢流弓形降液管,采用
17、凹形受液盤。各項計算如下:(1)堰長: 取=0.6D=0.84m(2)溢流堰高度由 選用平直堰,堰上液層高度近似取E=1,則 (3)弓形降液管寬度和截面積: 由 ,查圖知 故 驗算液體在降液管中停留時間: 精餾段: 提餾段 : 故降液管設計合理。(4)降液管底隙高度: 精餾段?。海瑒t 提餾段?。海瑒t 故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤,深度。6.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動能系數(shù)=10,由公式,求孔速 由式N=求每層板上的浮閥數(shù) 即=132(塊); =135(塊) 取邊緣區(qū)寬度=0.06m 破沫區(qū)寬度=0.092m 按式計算鼓泡區(qū)面積 即R= 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排,取同
18、一橫排的孔心距t=75mm=0.075m,則可按下式估算排間距,即 精餾段 提餾段 考慮到塔的直徑較大,必須采用分塊式塔板,而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積,因此排間距不宜采用100mm,而應小于此值,故取t=80mm=0.080m按t=75mm,t=80mm以等腰三角形叉排方式作圖,得閥數(shù)N=140個圖6-1 塔板閥門布置圖 按N=140個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因故變化不大,仍在9到12范圍內(nèi)。 塔板開孔率= 開孔率= 常壓塔開孔率在10%-14%之間,所以滿足要求。7、 塔板流體力學的驗算及負荷性能圖7.1塔板流體力學的驗算 塔板液體力學驗算得目的是為了檢驗以上初
19、算塔徑及塔各相工藝尺寸得計算是否合理,塔板能否正常操作,驗算項目如下:1)氣相通過浮閥塔的壓強降 每層塔板靜壓頭降可按式 計算壓力降式中: 與相當?shù)靡褐叨龋?與相當?shù)靡褐叨龋?與相當?shù)靡褐叨龋?與相當?shù)靡褐叨?,?)計算干板靜壓頭降 由于浮閥全部開啟前后,其干板阻力的計算規(guī)律不同,故在計算干板壓降前,首先需確定 臨界孔速。臨界孔速 是板上所有浮閥全部開啟時,氣體通過閥孔得速度,以表示 因, ,(2)板上充氣液層阻力 本設計分離苯和甲苯的混合液,即液相為碳氫化合物,可取充氣系數(shù) 由公式 (3)克服表面張力所造成的阻力 因本設計采用浮閥塔,其很小,可忽略不計。因此,氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓
20、降相當?shù)囊褐叨葹椋?單板壓降 : 2)淹塔 為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板,降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度用來克服相鄰兩層塔板間的壓強降、板上液層阻力和液體流過降液管的阻力。因次,降液管中清夜層高度可用下式表示: 式 且(1) 與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?(2) 液體通過降液柱的壓頭損失,因不設進口堰,按計算 (3) 板上液層高度,取 因此 為了防止液泛,應保證降液管中當量清液層高度不超過上層塔板的出口堰。按式:,是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù). 對一般物系,可取為0.30.4;對不易發(fā)泡物系,可取0.60.7.取校正系數(shù),又已選定板間
21、距, 可見從而可知符合防止液泛的要求。3) 霧沫夾帶量(1)通常,用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標,此比值稱為泛點百分數(shù),或稱 泛點率。 泛點率 或 泛點率= 計算泛點率 板上液體流經(jīng)長度: 板上液流面積: 苯和甲苯可按正常系統(tǒng)按化工原理表3-4,取物性系數(shù)K=1.0,由圖3-13查得泛點負荷系數(shù),代入公式得 按另一公式計算,得 為避免霧沫夾帶過量,對于大塔,泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知,其泛點率都低于80%,所以霧沫夾帶量能滿足的要求。7.2塔板負荷性能圖 當塔板的各相結(jié)構(gòu)參數(shù)均已確定后,應將極限條件下的關系標繪在直角坐標系中,從而得到塔板
22、的適宜氣、液相操作范圍,此即塔板的負荷性能圖。負荷性能圖由五條線組成。1)霧沫夾帶線 當氣相負荷超過此線時,霧沫夾帶量將過大,使板效率嚴重下降,塔板適宜操作區(qū)應在霧沫夾帶線下。對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu),式中均為已知值,相應于的泛點率上限值亦可確定,將各 已知故代入上式,便得出的關系式,據(jù)此做出霧沫夾帶線. 對常壓,塔徑>900 的大塔,取泛點率=80%為其霧沫夾帶量上限,則:按泛點率為80%計算如下: 整理得 或 精餾段 提餾段 霧沫夾帶線為直線,則在操作范圍內(nèi)任取兩個值,依1式算出相應的表7-1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 0.0010.0062.272.150.0010.0062.132.
23、0192)液泛線由公式: 確定的液泛線,忽略式中的,得: 物系一定,塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定,則及等均為定值,而與又有如下關系,即 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值,因此,可將上式簡化得 在操作范圍內(nèi)任取若干個值,依2式算出相應的值列于附表2中表7-2 液泛線數(shù)據(jù)0.00050.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0072.112.092.031.981.931.871.811.742.062.031.981.941.901.851.801.753)液相負荷上限線 當降液管尺寸一定時,若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間過短,則其中氣泡來不及釋放就帶入下一層塔板,造成氣相返
24、混,降低塔板效率。 要求液體在降液管內(nèi)的停留時間秒,取秒計算,則如下式知液體在降液管內(nèi)停留時間 以作為液體在降液管中停留時間的下限,則 求出上限液體流量值。在圖上做出液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。4)漏液線 對F1型重閥,當時,泄漏量接近10%為確定氣相負荷下限的依據(jù)。F1型重閥,取 計算,則 又知 ,則 以F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準,則 據(jù)此做出與液體流量無關的水平漏液線(4)。5)液相負荷下限線 為保證板上液流分布均勻,提高接觸效果,取堰上液層高度作為液相負荷下限條件。依下列的計算式 計算出的下限值,依次做出液相負荷下限線,該線與氣相流量無關的豎直直線 取E=1,則,則:
25、 由以上五條線在直角坐標上作圖,五條線所圍成的區(qū)域即為適宜操作區(qū)。 根據(jù)以上五個方程可分別做出塔板負荷性能圖上的(1)、(2)、(3)、(4)及(5)共五條線,見附圖4。由塔板負荷性能圖可以看出:(1)任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P(設計點),處在適宜操作區(qū)以內(nèi)的適中位置。(2)塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制,操作下限由漏液控制。(3)按照固定的液氣比,由附圖4查出塔板的氣相負荷上限, 和下限, , 操作彈性= 設計塔板時,應適當調(diào)整塔板結(jié)構(gòu)參數(shù),使操作點在圖中位置適中,以提高塔的操作彈性。八、塔的有效高度與全塔實際高度的計算塔體有效高度 根據(jù)化工工藝設計手冊(第四版)每6塊板開一人孔,2
26、6/64,人孔數(shù)為4,高度為0.8m 故有效高度 塔頂層空間的高度,取。 塔底空間的高度,塔釜停留時間取,則取。 塔頂封頭的確定 。 裙座高度的確定,為了制作方便,裙座為圓形 人孔數(shù),在進料板上方開一個人孔,人孔處板間距為0.8m。進料板高度取0.8m。總高度 =(26-1-4-1)×0.45+1×0.8+3×0.8+1.2+1.5+0.35+4.2=19.9m九、浮閥塔工藝設計計算總表所設計篩板塔的主要結(jié)果匯總于表如下:序號項目數(shù)值精餾段提餾段1平均溫度90.65108.052平均壓力109.85118.953氣相流量m3/s0.9170.8884液相流量0.0
27、02560.005395實際塔板數(shù)N13136有效段高度Z/m13.87塔徑D/m1.48板間距/m0.459溢流形式單溢流10降液管形式弓形降液管11堰長/m0.8412堰高/m0.0559 0.047 0.046913板上液層高度/m0.03514堰上液層高度/m0.0140.02315降液管底隙高度/m0.02540.029216安定區(qū)寬度/m0.09217邊緣區(qū)寬度/m0.0618開孔區(qū)面積/1.029919浮閥直徑/m0.003920浮閥數(shù)目n14021孔中心距t/m0.07522排間距t/m0.0823開孔率/10.86412.8224空塔氣速u/0.78320.680825孔閥氣
28、速/5.8125.49726每層塔板壓降/Pa540.91531.5927液體在降液管停留時間/s14.847.05728降液管內(nèi)清液層高度0.1410.13929泛點率/%35.2537.5430液沫夾帶0.00430.004831氣相負荷上限/1.771.7932氣相負荷下限/0.4860.45933操作彈性3.643.9 十、輔助設備的計算與選型 10.1塔頂冷凝器的試算與初選 出料液溫度: 81.7 (飽和氣)81.7 (飽和液) 冷卻水溫度: 25 45 當t=81.7時,查表得 r=0.98×392.7+0.02×378.7=392.42kJ/kg 假設K=55
29、0) 根據(jù)S=42.61 選用F600IV-0.6-42.6查手冊可知選擇的尺寸如下: 公稱直徑:600mm 管長:3000mm 管子總數(shù):188 管程數(shù):4 中心排管數(shù):10 S=ndL=188××0.025×(3-0.1)=42.7982 若選擇該型號的換熱器,則要求過程的總傳熱系數(shù)為: K=547.2 與原設值接近所以選擇F600IV-0.6-42.6型號換熱器10.2塔主要連接管直徑的確定(1) 塔頂蒸汽出口管徑因塔頂出口全部為氣體流速u取530之間故取流速u=20m/s 故可選取無縫鋼管,d=245mm。 驗算實際流速 滿足要求(2) 回流液管徑 因為苯
30、和甲苯屬于易燃、易爆液體,需流速u<1m/s 故取流速u=0.5m/s 故可選取無縫鋼管,d=81mm。 實際流速 滿足要求(3)進料管徑 同上,取u=0.5m/s = 選取無縫鋼管,d=81mm。 實際流速 滿足要求(4)塔底出口管徑 同上,取u=0.5m/s = 選取無縫鋼管,d=117mm。 實際流速: 滿足要求 (5)再沸騰加熱蒸汽管徑 同(1),取u=20m/s 選取無縫鋼管,d=245mm 滿足要求十一、對本設計的評述及相關問題的分析討論 1.對本設計的評述 工程設計本身存在一個多目標優(yōu)化問題,同時又是政策性很強的工作。設計者在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因素,使生產(chǎn)達到
31、技術(shù)先進、經(jīng)濟合理的要求,符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低能耗的原則。首先,要滿足工藝和操作的要求。所設計出來的流程和設備能保證得到質(zhì)量穩(wěn)定的產(chǎn)品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化,因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性,可方便地進行流量和傳熱量的調(diào)節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位,以便能通過這些儀表來觀測和控制生產(chǎn)過程。其次要滿足經(jīng)濟上的要求。 要節(jié)省熱能和電能的消耗,減少設備與基建的費用,如合理利用塔頂和塔底的廢熱,既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質(zhì)的消耗,也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響,因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)省也對操作費用和設備費用有影響,減少冷卻水用量,操作
32、費用下降,但所需傳熱設備面積增加,設備費用增加。因此,設計時應全面考慮,力求總費用盡可能低一些。最后還要保證生產(chǎn)安全 。生產(chǎn)中應防止物料的泄露,生產(chǎn)和使用易燃物料車間的電器均應為防爆品。塔體大都安裝在室外,為能抵抗大自然的破壞,塔設備應具有一定剛度和強度。2.相關問題的討論 本設計中要求分離的苯-甲苯物系,采用的是常壓操作。進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種,但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中,這主要是由于此時塔的操作比較容易控制,不致受季節(jié)氣溫的影響。此外,在泡點進料時,精餾段與提餾段的塔徑相同,為設計和制造上提供了方便。因此,本
33、設計中采用泡點進料,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔。精餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱,設置再沸器。冷卻劑與出口溫度。冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。冷卻水出口溫度取得高些,冷卻劑的消耗可以減少,但同時溫度差較小,傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定,但一般不宜超過50,否則溶于水中的無機鹽將析出,生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。綜合考慮經(jīng)濟成本,本設計用常溫水作冷卻劑。精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程,耗能較多,如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比,使過程處于最佳條件下進行,可使能耗降至最低。十二、參考文獻1夏清,賈紹義.化工原理(上冊)M.天津:天津大學出版社.2012。2夏清,賈紹義.化
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