化工原理課程設(shè)計(jì)書(shū)

1、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(wèn)題復(fù)雜性的初次嘗試。通過(guò)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(cè)的基本知識(shí),進(jìn)行融匯貫通的獨(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(guò)課程設(shè)計(jì),我們了解到工程設(shè)計(jì)的基本內(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(wèn)題的能力。二、設(shè)計(jì)方案的確定2.1 處理量確定依設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)可知,處理量為1500+36*100=5100Kg/h,5100*7200=3.672萬(wàn)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:3.672萬(wàn)噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工

2、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(huà)圖寫(xiě)說(shuō)明書(shū)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(wú)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(guò)程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開(kāi)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

3、,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(jiǎn)單.浮閥有盤(pán)式、條式等多種,國(guó)內(nèi)多用盤(pán)式浮閥,此型又分為F-1型(V-1型、V-4型、十字架型、和A型,其中F-1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)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)(JB -1118-81。其閥孔直徑為39mm,重閥質(zhì)量為33g,輕閥為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)約能源和成本,少量的污染。精餾塔對(duì)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

4、,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:流體阻力小:流體通過(guò)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(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五:結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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.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:全凝器分配器部分回流,部分進(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(shuō)明本方案主要是采用浮閥塔,苯和甲苯的

5、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(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器,在原料預(yù)熱器中加熱到96.8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(kāi)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(chǔ)罐,而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中,這個(gè)過(guò)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(shuō)的過(guò)程,而進(jìn)料口不斷

6、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)最好的回流比。 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 相平衡數(shù)據(jù)溫度/ 80.1 85 90 95100105110.6P O A /Kpa 101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0 P O B /Kpa 40 46 54 63.3 74.3 86 101.332.54 2.51 2.46 2.41 2.37 x 1.00 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 y1.0

7、00.8970.7730.633 0.4610.269表3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目 分子式 相對(duì)分子量 沸點(diǎn)/ 臨界溫度/ 臨界壓力/Pa 苯 C 6H 6 78.11 80.1 288.5 6833.4 甲苯C 6H 5-CH 392.13110.6318.574107.7表3-3 液體的表面張力溫度/ 80 90 100 110 120 (苯m mN / 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 (甲苯m mN /21.6920.5919.9418.4117.313.1.2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(shū),可算出:x f

8、=(0.35/78.11/(0.35/78.11+0.65/92.13=0.388;同理,x D =0.983,x w =0.012查t-x-y 圖可得,t D =80.9,t W =108.9,t F =95.9精餾段平均溫度tm=(80.9*95.91/2=88.08 3.1.3操作壓力選定塔頂操作壓力P=101.33Kpa ,每層壓降為a Kp p 7.0=3.2精餾塔物料恒算3.2.1摩爾分?jǐn)?shù)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; 可算出:x f =(0.35/78.11/(0.35/78.11+0.65/92.13=0.388 x D =(0.9

9、8/78.11/(0.98/78.11+0.02/92.13=0.983 x w =(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)品的平均摩爾量M F =x F M A +(1-x F M B =0.388×78.11+(1-0.388×92.13=86.69 kg/kmol , M D =x D M A +(1-x D M B =0.983× 78.11+(1-0.983 × 92.13=78.35kg/kmol , M W =x W M A +(1-x W M B =0.012 

10、15;78.11+(1-0.012 × 92.13=91.96 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=5100 (1易揮發(fā)組分物料衡算 0.983D+0.012W=0.35×5100 (2 聯(lián)立(1、(2解得:F=5100 kg/h =1.42kg/s=3.672萬(wàn)噸/年,F=5100/86.69=58.83 kmol/h=0.016kmol/s W=3324.7 kg/h=0.92kg/s=2.394萬(wàn)噸/年,W=3324.7/91.96=36.15kmol/h=0.010kmol/s D=1775.3kg/h =0.49kg/s=

11、1.278萬(wàn)噸/年,D=1775.3/78.35=22.66kmol/h=0.006kmol/s表3-8 物料恒算表物料 kg/h kg/s 萬(wàn)噸/年 kmol/h kmol/s F 5100 1.42 3.672 58.83 0.016 D 1775.3 0.49 1.278 22.66 0.006 W 3324.7 0.92 2.394 36.15 0.0103.3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,因P=P 0 故可不對(duì)X-Y 圖進(jìn)行修正 3.3.3求R min依Q 線斜率K=-0.1/0.9=-0.11,且通過(guò)(X F ,X F=(0.38

12、8,0.388,作出Q 線與平衡線交一點(diǎn)(Xq,Yq=(0.221,0.411,故R min =(X D -Yq/(Yq-Xq=(0.983-0.411/(0.411-0.221=3.01 3.3.4求理論塔板數(shù)取R 1=1.2R min =3.61,故 可求精餾段操作方程為: y=0.783x+0.213, 用圖解法求出理論塔板數(shù)N T =17,進(jìn)料板為第9層。 同理得出R 2=1.5R min =4.52時(shí),精餾段操作方程為:y=0.819x+0.178 N T =14,進(jìn)料板為第8層 R 3=1.9R min =5.72時(shí),精餾段操作方程為:y=0.851x+0.146 N T =13,

13、進(jìn)料板為第7層 3.3.5求平均塔效率E T塔頂與塔底的平均溫度:t m =(80.9*108.90.5=93.86 分別算出t=93.86下得相對(duì)揮發(fā)度和L 如下:=P O A /P O B =151.09Kpa/61.18Kpa=2.47 ,有t - x -y 圖查得該溫度下X A =0.45m =x A 苯+(1-x A 甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278.m pa s故 *m =0.69查塔效率關(guān)聯(lián)曲線得E T =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=8/0.53=16 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

14、=17/0.53=33 同理可得,R 2和R 3得如下:R 2=1.5R min =4.52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=12 ,全塔實(shí)際塔板數(shù)N=27 R 3=1.9R min =5.72時(shí),精餾段實(shí)際塔板數(shù) N 精=12 ,提餾段實(shí)際塔板數(shù)N 提=12 ,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R 1為例3.4.1平均壓力計(jì)算取每層壓降為aKp p 70.=,那么進(jìn)料板的壓力P=152+0.7×9=158.3.Pa精餾段的平均壓力位P m =(152+158.3/2=155.15KPa 同理其他回流比計(jì)算結(jié)果如下表:表3-9 壓力表RR

15、1 R2 R3 進(jìn)料板壓力/KPa 158.30 157.60 156.90 精餾段平均壓力/KPa155.15154.80154.453.4.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 x D =y 1=0.983 查 t-x-y 圖 得x 1=0.969 塔頂氣相平均摩爾分子量M VmD =y 1M A +(1-y 1M B =0.983×78.11+0.017×92.13=78.38Kg/Kmol 塔頂液相平均摩爾分子量M LmD =x 1M A +(1-x 1M B =0.969×78.11+0.031×92.13=78.54Kg/Kmol 由x F =0.388,查

16、t-x-y 圖知:y F =0.587 進(jìn)料板氣相平均摩爾分子量M VmF =y F M A +(1-y F M B =0.587*78.11+0.413*92.13=83.90Kg/Kmol 進(jìn)料板液相平均摩爾分子量M LmF =x F M A +(1-x F M B =0.388*78.11+0.612*92.13=86.69Kg/Kmol 精餾段氣相平均摩爾分子量 K g /K m o l7MM V m FV m D1481290833882.=/.+.(=/+(=VmM精餾段液相平均摩爾分子量 K g /K m o l M M L m FL m D62822698654782.=/.+

17、.=/+(=(LmM3.4.3平均密度計(jì)算A.氣相平均密度Vm=Pm*Mm/RTm=155.15×78.38/(8.314×(88.08+273.15=4.05Kg/m 3同理計(jì)算出其他回流比R 2和R 3的Vm分別為:4.04Kg/m 3和4.03Kg/m 3B.液相的平均密度:塔頂平均密度 由t D =80.9,查手冊(cè)得A =814.4Kg/m 3 ,B =809.5Kg/m 3 LDm =1/(0.98/814.4+0.02/809.5=814.4Kg/m 3 進(jìn)料板平均密度 t F =87 A =807.45Kg/m 3 ,B =804.57Kg/m 3進(jìn)料板液相的

18、質(zhì)量分率:a A =0.388*78.11/(0.388*78.11+0.612*92.13 =0.35LFm =1/(0.35/807.45+0.65/804.57=805.58Kg/m 3精餾段液相平均密度為 Lm =(LDm +LFm /2=809.99Kg/m 3 3.4.4液體平均表面張力計(jì)算由塔頂溫度t=80.9 時(shí),查苯-甲苯表面張力于下表:表3-10 塔頂苯-甲苯表面張力組分苯(A 甲苯(B 表面張力/mN m s21.2022.10塔頂表面張力:m ,頂=0.983×21.20+(1-0.983×22.10=21.22mN/m 由進(jìn)料溫度 t=108.9

19、時(shí),查苯-甲苯表面張力于表3-8表3-11 進(jìn)料苯-甲苯表面張力進(jìn)料板的表面張力 :m ,進(jìn)=0.388×17.90+(1-0.388×19.10=18.63mN/m則精餾段平均表面張力為:m ,精=(m ,頂+m ,進(jìn)/2=(21.22+18.63/2=19.93mN/m 3.4.5液體的平均粘度由塔頂溫度t=80.9 時(shí),查手冊(cè)得A =0.309mPa.S ,B =0.315mPas L 頂=0.983×0.309+(1-0.983×0.315=0.309mPas由進(jìn)料溫度 t=108.9 時(shí),查苯-甲苯粘度為:A =0.254mPa.S , B =

20、0.261mPas L 進(jìn) =0.388×0.254+(1-0.388×0.261=0.258mPas 精餾段液相平均粘度 L(精 =(L 頂+L 進(jìn) /2=(0.309+0.258/2=0.284 mPas3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.5.1負(fù)荷計(jì)算 R 1=3.613.5.1.1摩爾計(jì)算:L=RD=3.61×22.66=81.80kmol/h=0.023kmol/s,V=(R+1D=4.61×22.66=104.46kmol/h=0.029kmol/s L ´=L+qF=81.80+0.1×58.83=87.68kmol/h=

21、0.024kmol/sV ´=V+(q-1F=104.46-0.9*58.83=51.51kmol/h=0.014kmol/s 3.5.1.2同理得質(zhì)量計(jì)算:L=6424.6kg/h=1.78kg/s , V=8187.6kg/h=2.27kg/s L ´=6934.6kg/h=1.93kg/s , V ´=3745.3kg/h=1.04kg/s 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果同理得出R 2=R 2=1.5R min =4.52和R 3=1.9R min =5.72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)荷組分苯(A 甲苯(B 表面張力/m

22、N m s17.9019.10RL V L ´V ´kmol/hkmol/s kmol/hkmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/sR 1 81.80 0.023 104.46 0.029 87.68 0.024 51.510.014R 2 102.42 0.028 125.08 0.035 108.30 0.030 72.13 0.020 R 3 129.620.036 152.28 0.042 135.50 0.03899.330.028表3-13 質(zhì)量負(fù)荷R LV L ´ V ´kg/h kg/s kg/h kg/s kg

23、/h kg/s kg/h kg/s R 1 6424.59 1.78 8187.61 2.27 6934.57 1.93 3745.32 1.04 R 2 8044.07 2.23 9803.77 2.72 8554.06 2.38 5361.52 1.49 R 310180.352.8311935.71 3.32 10690.35 2.977493.462.083.5.1.4 Vs 和Ls 計(jì)算以R 1=3.61為例Vs=V*M Vm /(3600*Vm=104.46×81.14/(3600×4.05=0.588m 3/sLs=V*M Lm /(3600*Lm=81.80

24、×82.62/(3600×809.99=0.0023m 3/s同理得R2和R3,總的結(jié)果如下表表3-13 Vs 和Ls 值表R Vs/(m 3/s Ls/(m 3/s R1 0.588 0.0023 R2 0.698 0.0029 R30.8520.00373.5.2塔徑的計(jì)算以R 1=3.61為例查塔間距與塔徑關(guān)系表,初選H T =0.45m ,取板上液層高度h L =0.07m 那么H T -h L =0.38m05530360058803600054998092121.=*./(*./.(=/(/0.0023*hhVLV L 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得,C 20=0.0816,

25、08150200816020202020.=/(*.=/(=.19.93LC C s m C uVVL/.=./.(.=/(=/max150105405499809081502121-取安全系數(shù)為0.8,那么u=0.8u max =0.8*1.150=0.920m/s塔徑D 為:m u Vs D 81409200143588044.=.÷.÷.*(=/(= 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取D=1m塔截面積2227850411434m D A T.=/*.=/=實(shí)際空塔氣速:s m A Vs u T/.=./.=/=749078505880同樣計(jì)算出R2和R3,其總結(jié)果如下表 表3-14 塔徑

26、及其有關(guān)數(shù)據(jù)表RC 20Cu max /(m/s u /(m/sD(/m 圓整后D(/m A T (/m 2實(shí)際u/(m/sR10.0816 0.0815 1.150 0.920 0.814 1.0 0.785 0.749R20.0799 0.0798 1.127 0.909 0.993 1.0 0.785 0.889R30.0790 0.0789 1.116 0.893 1.102 1.2 1.130 0.7543.5.3精餾塔有效高度的計(jì)算以R1=3.61為例除人孔板層后精餾段有效高度:Z精=(N精-1×H T=16×0.45=6.75m精餾段有效高度:Z提=(N提-1

27、×H T=15×0.45=6.30m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=6.75+7.20+0.8×3=15.9m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R Z精/m Z提/m 人孔數(shù)塔有效高度Z/mR16.75 6.3 5 15.45R25.85 4.5 5 12.75R34.95 4.5 4 11.053.5.4塔頂、塔底空間塔頂空間H D取塔頂H D=4.0H T=2×0.45=0.9 m塔底空間H B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/

28、A=Ls×5×60/0.785=0.0023×300/0.785=0.88 m取塔底液面距最下面一層板留1.12米,故塔底空間H B=0.88+1.12=2m 可見(jiàn),三個(gè)回流比的H B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15年,那么壁厚mmmm53015518.=*.+(=min故按標(biāo)準(zhǔn),取壁厚32mm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/mmR10.9 0.88 2 32R20.9 1.11 2 32R30.9 0.98 2 32

29、3.6.F1型浮閥塔板設(shè)計(jì)以R1=3.61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(zhǎng)lw :取堰長(zhǎng)lw=0.66D=0.66m3.6.1.2.出口堰高h(yuǎn)w:h w=h L-h ow,2'32.84(1000ho wwLh El=,近似取E=1,L h=Ls*3600=0.0023*3600=8.28m3/s故h ow=0.015m 則h w=h L-h ow =0.07-0.015=0.055m3.6.1.3弓形降液管寬度Wd 和面積Af:由l w/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的寬度和面積圖可得,A f/A T=0.0721,

30、W d/D=0.124故A f =0.0721*0.785=0.0566m 2,W d =0.124*1=0.124m 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間:s L H A hT f07110023036004500566036003600.=.*/(.*.*=/*= s 5>故降液管尺寸可用。3.6.1.4降液管底隙高度h o'00sw L h l u =可取降液管底隙處液體流速取u o '=0.13m/s則 h o =0.0023/(0.66*0.13 =0.0268m w o h h >合理 同理可得出其他回流比的各項(xiàng)計(jì)算,總結(jié)果如下表:表3-17 溢流裝置參數(shù)表R堰

31、上液層高度h 0/m 堰長(zhǎng)l w /m出口堰高h(yuǎn) w /m 降液管寬度W d /m 降液管的面積A f /m 2 停留時(shí)間/S 底隙高度h o /m R 1 0.015 0.66 0.055 0.124 0.0566 11.07 0.027 R 2 0.018 0.66 0.052 0.124 0.0566 8.78 0.034 R 30.0190.792 0.0510.1450.08159.910.0363.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列選用F1型重閥,閥孔直徑d 0=39mm ,底邊孔中心距t=75mm取閥孔動(dòng)能因子F 0=10 ,孔速s m F u V/.=./=/=974054100每

32、一層塔板上的浮閥數(shù)N :999740390414*2=.*.*/./(.=*/(=u d V N s取邊緣區(qū)域?qū)挾萕 c =0.06m W s =0.10m塔板上的鼓泡面積2222arcsin180a x A x R x R R輊犏=-+犏臌pR=D/2-W c =0.5-0.06=0.44m x=D/2-(W d +W s =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 則估算排間距mm t N Aa t 86007509945160.=.*/(.=*/(='考慮到塔的直徑較大,

33、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部分鼓泡區(qū)面積,因此排間距不宜采用60.8mm ,而應(yīng)小于此值。 故取t =60mm=0.060m ,按t=75mm ,t=60mm ,以等腰三角形叉排方式作圖,或者查標(biāo)準(zhǔn)可得閥數(shù)75個(gè). 按N=76重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)。s m N Vs u /.=×.×÷./(.=.×/(=785750390414358800390422059110547850540.=.*.=.×=u F 閥孔動(dòng)能因數(shù)F 0變化不大,仍在912范圍內(nèi)。 塔板開(kāi)孔率=u/u 0=0.749/5.78=11.56%同理

34、,得出其他回流比總結(jié)果如下表:表3-18 塔板參數(shù)表Ru 0/(m/s 初算浮閥數(shù)N Aa/m 2 R/m X/m初算t'/mm最后t'/mm最后確定N最后u 0/m/sF 0開(kāi)孔率/%R 1 4.97 99 0.4516 0.44 0.276 60.8 60 75 5.78 11.59 12.96 R 2 4.98 117 0.4516 0.44 0.276 51.5 50 119 4.91 9.8715.25R 34.981430.70710.540.35565.9651285.5711.18 13.543.6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降:p

35、C I H h h h =+s A.干板阻力:s m uVc/.=./.=/.=.695054173173825182510 因?yàn)閡 o >u oc液柱m g u h LVC0450819998092785054345234522.=.*.*/(.*.*.=*/(*.=B.板上充氣液層阻力:由液相為碳?xì)浠衔?可取充氣系數(shù)0=0.5 h I =0h L =0.5*0.07=0.035m 液柱 C.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邽閔 p =0.045+0.035=0.080m 液柱. 則單板壓降Pag h Lp6

36、8635819998090800.=.*.*.=×<700Pa 故設(shè)計(jì)合理。同理算出其他回流比R 2 、R 3的h p 為0.068m 和0.077m ,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,H d (H T +h w 其中 H d =h p +h L +h dA.依前面可知,h p =0.080m 液柱B.液體通過(guò)降液管的壓頭損失,因不設(shè)進(jìn)口堰,故mh l L h owsd0025500270660002301530153022.=.÷.÷.(×.=/(.=,同理得出其他回流比R 2和R 3的h

37、d 分別為:0.00256和0.00258.C.板上液層高度,前已選定h L =0.07m 則H d =0.080+0.07+0.00255=0.1526m 取=0.5 又已選定H T =0.45m ,h w =0.055m , 則(H T +h w =0.5×(0.45+0.055=0.2525m 可見(jiàn) H d <(H T +h w ,符合防止淹塔的要求.同理得出其他回流比R 2和R 3的H d 分別為:0.1406m 和0.1496m. 3.6.3.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率''1.36100vm ss LL m vm F bV L ZK C A +-=r rr-a

38、式板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度Z L =D-2W d =1.0-2*0.124=0.752m 板上液體面積A b =A T -2A f =0.785-2*0.0566=0.6718m 2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C F =0.128 泛點(diǎn)率=%.=%×.×.×/(.×.×.+.×.(2511006718012801752000230361054998090545880-b 試泛點(diǎn)率=%.=.×.××.(÷.×.=%×.(÷×.2537

39、850128017800549980905458801007805180TFVLVA KC 依倆式算出泛點(diǎn)率均在80%以下,故知霧沫夾帶量能滿足e v <0.1 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3.6.4塔板的負(fù)荷性能圖 以R 1為例. 3.6.4.1霧沫夾帶線依據(jù)泛點(diǎn)率''001.36100vm ss LL m vm F bV L Z K C A +-=r r r,按泛點(diǎn)率=80%,代人數(shù)據(jù)化簡(jiǎn)整理得:V s =-14.43L s +0.97,作出霧沫夾帶線(1如附圖中V s L s 圖所示。 同理算出其他回流比R

40、 2和R 3的霧沫夾帶線分別如下: V s =-17.48L s +1.75 和V s =-17.48L s +1.75 3.6.4.2液泛線依前可知h p =h c +h I +h H d =h p +h L +h d H d <(H T +h w R Z L /m A b /m 2 a 式泛點(diǎn)率/%B 式泛點(diǎn)率/%R 1 0.752 0.6718 51.2 53.2 R 2 0.752 0.6718 60.9 63.1 R 3 0.7100.967051.653.4得:(H T +h w = p L d c I L dh h h h h h h h +=+s 由此式確定液泛線,忽略h

41、 項(xiàng)。即:+=+3/202023600(100084.21(153.034.5(0ws w w sL V w T l L E h h l L guh H 因H T ,h w 、h o 、l w 、Nd V u sLV42/=均為定值,且及、,把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線: 01703215951916503222=.+.+./SLL V SS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R 2和R 3得液泛線如下:017501710227106803222=.+.+

42、./S S S LL V 和17301719822306803222=.+.+./SSSLL V3.6.4.3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.'3600f ThA H L =q =35S ,則s m H A Ls Tf/.=/.×.=/=(max3005105450056605液相負(fù)荷上限線(3在V S L S 圖中為與氣相流量 無(wú)關(guān)的垂線。 同理得出其他回流比R 2和R 3得液體負(fù)荷上限線如下:s m L S/.=(max300730和s m L S/.=(max3007303.6.4.4漏夜線對(duì)于F1型重閥,依

43、據(jù)005V F u =r 計(jì)算,則 Vu /=50又知024Nud VS /=min則sm N d VVS /.=.÷××.×÷.=×=min32222700145760390414354作氣相負(fù)荷下限線(4同理得出其他回流比R 2和R 3得漏夜線如下:sm VS /.=min33520和sm VS /.=min335203.6.4.5 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層上高度h ow =0.006m 作為液相負(fù)荷下限條件,即2'32.84(1000h ow wL h E l =0.006m從而計(jì)算出下限值,取E=1.02則,s m

44、lLWS /.=.××.×.(=××.×.(=/min3232300056036006601842100000603600184210000060依此作出液相負(fù)荷下限線(5,該線為氣相流出無(wú)關(guān)的豎直線。 同理得出其他回流比R 2和R 3漏夜線如下:s m L S /.=min3000680 和s m L S /.=min30006803.7.操作彈性計(jì)算依附圖中的R 1 Vs-Ls 圖可知,由sm LS /.=max300510 ,得sm VS /.=max38430因sm VS /.=min32270 故 操作彈性=V Smax /

45、V Smin =0.843/0.227=3.72同理得出其他回流比R 2和R 3操作彈性分別如下:3.76和3.77四.熱平衡確定熱換器4.1.塔頂全凝器 以R 1=3.61為例4.1.1熱負(fù)荷Q c 以1秒鐘計(jì)算 查手冊(cè)對(duì)應(yīng)的溫度得:kg kJ kg Kcal Ikg kJ kg Kcal I VLD /=/.=,/=/.=551613162714塔頂Kg KJ Kg Kcal IL/=/.=155137塔頂從氣相變?yōu)橐合?溫度不變。s kJ IID R QLVC /=(×.×.=(+(=89515555149614110塔底塔頂從液相變?yōu)橐合嗟?溫度變化。s kJ I

46、ID R QLDLC /=(×.×.=(+(=2106215549061412-塔頂故總的負(fù)荷SKJ QQQ C C C/=+=110521同理得出其他回流比R 2和R 3的Q C 如下:表4-1 熱負(fù)荷表R Q C1/K J/S Q C2/K J/SQ C /K J/S R 1 895 210 1105 R 2 1071.1 251.5 1322.6 R 31303.9306.21610.14.1.2傳熱面積A4.1.2.1求平均溫度mt 依以上可知 T 塔頂(80.9 T D (30 t 2(30 t 1(25 t 50.6 5故mt 719565056501212.=

47、/.ln .=/ln =tt tt4.1.2.2 K 值選定因?qū)儆谝浩麄鳠?故可取K=1000w/m 2. 4.1.2.3傳熱面積A261567191000101051mtK QA mC.=.××.=同理得出其他回流比R 2和R 3的傳熱面積A 分別如下: A=67.1m 2和81.8m 2 4.1.3 清水的用量計(jì)算依 Cp Q t mc =水查手冊(cè)t=25.0時(shí)水的比熱Cp=4178.5J/kg5=t ,故把數(shù)據(jù)代人求得m=52.89kg故一年的用水量年萬(wàn)噸總/.=××=113772003600m m同理得出其他回流比R 2和R 3的m 總分別如下:

48、表4-2 循環(huán)水的用量表R m/kg/s m 總/萬(wàn)噸/年R 1 52.89 137.1 R 2 63.31 164.1 R 377.07199.84.1.4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=39.7m 2,換熱管長(zhǎng)L=3m,選用倆臺(tái)交替使用。 同理可得其他回流比R 2和R 3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=23.8m 2,換熱管長(zhǎng)L=3m,選用倆臺(tái)并聯(lián)使用,再準(zhǔn)備倆臺(tái)備用。 選用U 型管式換熱器,JB/T4717-92,DN=500mm,排管數(shù)n=56,熱

49、換面積A=25.7m 2,換熱管長(zhǎng)L=3m,選用倆臺(tái)交替使用,再準(zhǔn)備倆臺(tái)備用。 4.2.塔底再沸器4.2.1熱負(fù)荷Q B 以1秒質(zhì)量來(lái)算LWL DCFBI W DI Q I F Q +=+ 查手冊(cè)對(duì)應(yīng)的溫度并依下式計(jì)算得:10.=LVFVIIII q KgKJ I Kg KJ IKg KJ I LDLWF/=,/.=,/.=1155057922490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:Q B =998.4KJ/S,同理得出其他回流比R 2和R 3的Q B 分別如下:Q B =1216.0KJ/S ,Q B =1503.5KJ/S 4.2.2傳熱面積A4.2.2

50、.1求平均溫度mt 柴油進(jìn)口的溫度為290T:T1=290 t w +50=108.9+50=158.9 T:108.9 108.9 t 180.1 50故 C t m°.=/.ln(.=51015011805011804.2.2.2傳熱面積A 計(jì)算因?qū)儆谝浩麄鳠?故可取K=1000w/m 2.,258395101100010989mtK Q A mB.=.××.=同理可得出其他回流比R 2和R 3的A 分別如下: 11.98m 2和14.81m 24.2.3 柴油的用量柴油經(jīng)過(guò)以下過(guò)程:從290柴油蒸汽飽和柴油蒸汽(180飽和柴油液體 160柴油液體。查手冊(cè)得3

51、20時(shí)H=951J/g , 飽和柴油蒸汽焓H=711.8J/g ,飽和柴油液體 焓H=431.3J/g,160柴油液體焓H=367.5J/g 那么每克過(guò)熱蒸汽放熱Q=951-367.5=576.8J/g一年的Q B 總=Q B *t=998*1000*3600*7200J=2.58*1013J ,故一年的蒸汽用量m: m=Q B 總/Q=2.58*1013/576.8g=44730噸同理得出其他回流比R 2和R 3的過(guò)熱蒸汽一年的用量Q B 總分別如下: 54644噸 和67564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11m 2,質(zhì)量m=533kg.準(zhǔn)

52、 備一臺(tái)備用。同理可得其他回流比R 2和R 3分別為:選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器,DN=400mm,熱換面積為11m 2,質(zhì)量m=533kg.準(zhǔn) 備一臺(tái)備用。選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器,DN=400mm,熱換面積為14m 2,質(zhì)量m=650kg.準(zhǔn) 備一臺(tái)備用。4.3.原料預(yù)熱器先用塔底產(chǎn)品預(yù)熱,再用過(guò)熱蒸汽預(yù)熱。4.3.1求平均溫度mt 出料液溫度: t : 87 95.9過(guò)熱蒸汽溫度:T:290 180 錯(cuò)流傳熱C t m°.=.ln(.(=613787180995290871809952904.3.2 求比熱和傳熱的熱量查手冊(cè)得63.45的苯與甲苯的比熱并計(jì)算的混合物的比熱為:C

53、P =0.35*1884.1+0.65*1878.2=1880.27J/Kg. , 氣相H A =523.4kJ/kg,H B =514.9kJ/kg傳熱的熱量Q 1=mqC P *t =1.42*1880.27*(95.9-30/5=35.2kJ由XF=0.388,查y F =0.606氣相Q 2=m*4/5*(0.606*523.4+0.394*514.9=664.7KJ 故Q=Q 1+Q 2=699.9KJ4.3.3塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量出料液溫度: t : 108.9 96 Kg KJ I Kg KJ I L W L W /.=,/.=°°.4716734209979

54、109W=1.02KJ/s ,那么塔底產(chǎn)品每秒放出熱量為:KJIIW Q LW LW 523847167342099204571093.=.(×.=(*=°°.那么秒還要過(guò)熱蒸汽給原料供熱為Q :699.9KJ-38.52KJ=661.38KJ 4.3.4 傳熱面積和過(guò)熱蒸汽的用量計(jì)算同樣取K=1000w/m 2. 故2584613710001061386mtK QA m.=.××.=熱蒸汽每秒的用量Q 1=661.38/(951-431.3=1.27Kg 故一年用量為:1.27*3600*7200=3.29萬(wàn)噸/年 4.3.5預(yù)熱器選用選用一

55、臺(tái)固定管板式換熱器JB/T4715-92,DN=219mm , 換熱面積A=3.7m 2 , 管束N=1,管數(shù)n=33 ,且準(zhǔn)備一臺(tái)備用。4.4塔釜產(chǎn)品冷卻器因?qū)儆谝阂簜鳠?故依經(jīng)驗(yàn)值可取K=600w/m 2. 產(chǎn)品溫度 t : 96 40 冷卻水的溫度 t: 40 25Ct m°.=ln(=1292540409625404096 =t 40-25=15查得Kg KJ I LW /.=°320997 KgKJ I LW /.=°47540 C P=4171.5J/(Kg.熱量Q=m*(97I -40I =0.92*(209.3-75.4=123.2KJ冷水每秒的用量m=Q/(t *C P =123200/(15*4171.5=1.97Kg2 傳熱面積 A=Q/(K* t =123200/(600*29.1=7.06m m 冷卻器的選用： 冷卻器的選用： 2 選用一臺(tái)固定管板式換熱器 JB/T4715-92，DN=219mm , 換熱面積 A=3.7m , 管束 N=1,管數(shù) n=33 ，且準(zhǔn)備一臺(tái)備用。 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） 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算（ 為例） 體體積計(jì)算 5.1.1 塔體體積計(jì)算 D=1.0m 除倆端得封