【正文】 1) 7 9ln ( 7 9 因?qū)儆谝?— 汽傳熱，故可取 K=1000w/m2.℃ 所以tkQA B??= 0 11 0 0 0 1 0 0 7 5 6 m?? ? 再沸器的柴油的用量 查手冊(cè)得比密度為 ，溫度為 160℃的柴油焓值： 24 kgkcalH ? ? 溫度為 290℃的焓值 : kgkJkgk c a lH ?? 所以 skgHQm B 7 5 6 ????? 故一年柴油的用量 年萬(wàn)噸總 3 0243 6 0 ?????m 先用塔底產(chǎn)品預(yù)熱，再用柴油預(yù)熱。3600 fThAHL? ?=3— 5S ， 則 smHALs Tf /0 0 2 9 )( 3m a x ???? 液相負(fù)荷上限線（ 3）在 VS— LS 圖中為與氣相流量 無(wú)關(guān)的垂 線。39。 因 此 ， 與 氣 體 流 經(jīng) 一 層 浮 閥 塔 板 的 壓 強(qiáng) 降 所 相 當(dāng) 的 液 柱 高 為hp=+= . 則單板壓降△ Pp= Pagh Lp ** ???? ? ＜ 700Pa 故設(shè)計(jì)合理。 ???? 同理可得 t2? = t3? = smNVsu /)()(39。 32. 84 ()1000 how wLhE l? ，近似取 E=1， hL= Lh=Ls*3600=*3600=故 how1= 同理可得 how2= how2= 取板上液層高度 hL= 則 hw1=hLhow == 同理可得 hw2= hw3= 14 圓形降液管寬度 Wd和面積 Af： 由 lw/D=,查弓形降液管的寬度和面積圖可得： Af/AT=， Wd/D= 故 Af=*= ,Wd=*= 驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間： sLHA hTf )0 0 1 2 *3600/(**3600/*36001 ???? ?1 5S 同理可得 ?2=5S ?3=5S 故降液管尺寸可用。 ⑤、圖解法求理論板層數(shù)，如圖 1 所示。在圖 1 中對(duì)角線上，自點(diǎn) e（ ,） 以及斜率 q/(q1)=0/(01)=0 作直線 ef交平衡線于 q。 三、精餾塔設(shè)計(jì) 工藝條件的確定 苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表 31 常壓下的相平衡數(shù)據(jù) 溫度 /℃ 85 90 95 100 105 /AP kpa? /BP kpa? 40 46 54 86 ? x 0 y 0 表 32 苯與甲苯的物理性質(zhì) 物質(zhì) 分子式 相對(duì)分子量 沸點(diǎn) /℃ 臨界溫度 /℃ 臨界壓力 /Pa 苯 C6H6 甲苯 C7H8 表 33 Antoine 常數(shù)值 物質(zhì) A B C 苯 甲苯 表 34 苯與甲苯的液相密度 溫度 /℃ 80 90 100 110 120 130 3, / ( / )L kg m? 苯 815 3, / ( / )L kg m? 甲 苯 810 表 35 液體的表面張力 溫度 /℃ 80 90 100 110 120 130 //mN m?苯 （ ） 7 //mN m?甲 苯 （ ） 表 36 液體的黏度 溫度 /℃ 80 90 100 110 120 130 /mpa s? ?苯 /mpa s? ?甲 苯 表 液體的汽化熱 ? 溫度 /℃ 80 90 100 110 120 ? 苯 /(KJ/Kg) ? 甲苯 /(KJ/Kg) 7080901001101200 1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量： MA=甲苯的摩爾質(zhì)量： MB= xf=()/(+)= xD=()/(+)= xw=()/(+)= 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=xFMA+(1xF)MB= +（ ） = 8 MD=xDMA+(1xD)MB= +() =MW=xWMA+(1xW)MB= +() = kg/kmol 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(cè)得 POA =，POB = XD=(P 回 POB)/(POA POB)=,可得 P 回 =. Pmin==+= 取塔頂操作壓力 P==*= 物料衡算 原料處理量 F=2300/= kmol/h 總物料衡算 F=D+W= kmol/h ……………… ① 苯物料衡算 = D+ W …… ② 聯(lián)立①②解得 D= kmol/h W= kmol/h F=2300 kg/h=W=D= 物料 kg/h kg/s 萬(wàn)噸 /年 kmol/h kmol/s F 2300 ` D W 四、塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù) NT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)。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。 五：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。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，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過(guò)程。 本次設(shè)計(jì)為倆周，安排如下：表 21. 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(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 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。 通過(guò) 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(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法 ；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)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(cè)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。裝置使用年限 15 年。 廣東石油化工學(xué)院 化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 設(shè)計(jì)題目 萬(wàn)噸 /年苯 — 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(shū) (應(yīng)化 10 級(jí)各班適用 ) 一、 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目 : (萬(wàn)噸 /年 ) 苯 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及條件 1. 各班學(xué)號(hào)未兩位任務(wù)處理量為： 1 班 (1500 + 學(xué)號(hào) 100)kg/h； 2班 (1500 + 學(xué)號(hào) 150)kg/h； 3 班 (1500 + 學(xué)號(hào) 200)kg/h； 4班 (1500 + 學(xué)號(hào) 250)kg/h；5 班 (1500 + 學(xué)號(hào) 300)kg/h。 6. 其它用于經(jīng)濟(jì)評(píng) 價(jià)參數(shù)：加工純利潤(rùn) 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 ) 。 七 、 參 考 文獻(xiàn) ...................................................................................................................................25 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。 5 二、設(shè)計(jì)方案的確定 處理量確定 依設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)可知，處理量為 :1500+8*100=2300Kg/h,2300*24*330= 萬(wàn)噸 /年 設(shè)計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程 該次設(shè)計(jì)題目為： 萬(wàn)噸 /年苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)。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(jiǎn)單 . 二、 裝置流程概述 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。 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。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。 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。 采用作圖法求最小回流比。 精餾段操作線方程為： y=Rx/(R+1)+ xD/(R+1)=(+1)x++ 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（ ,）及 d 點(diǎn)即為提餾段操作線。 實(shí)際板層數(shù)的求取 ． 求平均塔效率 ET 根據(jù)苯 甲苯物系 Txy 圖可以查出 TF=℃ TD=℃ TW=℃ 4． 2． 1． 精餾段平均塔效率 精餾段的平均溫度： Tm=(+)/2=℃ 由安托尼方程 lg PO =AB/(t+C),及相關(guān)系數(shù)表計(jì)算得 對(duì)應(yīng)的 TF=℃ :POA= POB = TD=℃ :POA= POB = TW=℃ :POA= POB = ?D =?W =?F =相對(duì)揮發(fā)度 1 ???? m ???? m μ L如下： 由 t x y 圖查得該溫度下 xA=，以及該溫度下由表得 μ 苯 =，μ 甲苯 = μ L= xAμ 苯 +（ 1xA）μ 甲苯 = + = 故 ? μ L=*= 塔效率 ET=? = ? = 11 4． 2． 1． 提餾段平均塔效率 提餾段的平均溫度： Tm=(+)/2=℃ 同上可得出 ET= ． 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段的實(shí)際板層數(shù) N 精 =8/=， 取 16 精餾段的實(shí)際板層數(shù) N 提 =7/=， 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 (以精餾段為例 ) 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= 第二塔板 P1 =98+= 精餾塔進(jìn)料口上第三板 P2=98+*11= 精餾塔進(jìn)料口下第二板 P3=98+*15= 操作溫度確定 塔頂溫度 TD=℃ 進(jìn)料板溫度 TF=℃ 精餾段平均溫度 Tm=(+)/2=℃ 第二塔板的溫度： T1 =（16 ? 15） =℃ 精餾塔進(jìn)料口上第三板 的溫度： T2 =（16 ? 3） =℃ 精餾塔進(jìn)料口下第二板 的溫度： T3 =+（ 14 ? 1） =℃ 查 txy圖得組成： x1 = y1= x2 = y2= x3 = y3 = 摩爾質(zhì)量計(jì)算 第二塔板摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 x1 = y1=，查平衡曲線（圖 1），得 VmM=y1 MA+(1y1)MB = + ==x1 MA +(1x1 )MB = + =同理可得 2Vm=2LmM= 3Vm=3Lm= Kg/Kmol 12 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： Pm1=P1 Mm/Rt1= （ （ +)） = Kg/m3 同理可得 m2=Pm3=液相平均密度計(jì)算 由 t1 =℃ ,查手冊(cè)得ρ A=,ρ B=由 2=℃ ,查手冊(cè)得ρ A=,ρ B=由t3=℃ ,查手冊(cè)得ρ A=,ρ B=質(zhì)量分?jǐn)?shù) : ω 1=MxMx Mx mBmB mA )1( 11 1 ??= 8 1 1 ??? ?= ω 2= ω 3= ρ Lm1=1/(+)=同理可得 ρ Lm2= 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=℃ ,查手冊(cè)得 σ A=σ LDm= +() = 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=℃ ,查手冊(cè)得 μ A= μ B=