【正文】 經(jīng)過這次的課程設(shè)計，讓我更加深入了解到塔的種類及它們的優(yōu)缺點，特別是浮閥塔和篩板塔的各自優(yōu)點，以及怎樣做出一個塔，而且從這次課程設(shè)計實踐中，我更深入理解了精餾塔個個階段的不同因素，讓我對精餾塔的原理這一章深入的了解，知道了最小回流比和它們對理論塔板數(shù)的影響等等。 即： ?????? ???????? 3/20202 )3 6 0 0(1 0 0 )1()(1 5 )( 0 w sww sLVwT l LEhhl LguhH ??? 因 HT,hw、 ho、 lw、 NdVu sLV 4/2000 ????? ?均為定值，且及、 ，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線： 3/222 ????SLLV SS 任意取五點坐標(biāo)如下： 18 （ ， ） ,(,06143),(,),和（ ， ）（ ，） 在 VsLs 圖中 作出液泛線（ 2）， 同理可得精餾塔進料口上第三板液泛線： 3/222 ????SLLV SS 任意取五點坐標(biāo)如下： （ ， ） ,(,),(,)和（ ， ）（ ，） 在 VsLs 圖中作出液泛線（ 2）， 同理可得精餾塔進料口下第二板液泛線： 3/222 ???? SLLV SS 任意取五點坐標(biāo)如下： （ ， ） ,(,),(,),和（ ， ）（ ，） 在 VsLs 圖中作出液泛線（ 2） 液體負荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 35s，液體在降液管內(nèi)停留時間 . 39。 塔頂?shù)诙K板塔板開孔率 =u/u0=同理可得 取 精餾塔進料口上第三板 塔板 閥孔動能因子 F0=11 精餾塔進料口上第三板 塔板 開孔率 =u/u0= 精餾塔進料口下第二板 塔板 精餾塔進料口下第二板 塔板 精餾塔進料口下第二板 塔板 閥孔動能因子 F0=11 精餾塔進料口下第二板 塔板開孔率 =u/u0=八、塔板的流體力學(xué)驗算 塔板的壓降 ： 由式 p C IH h h h?? ? ?得 Ch 的計算 : smu Vc /??? ? 同理可得 uc20=c20=因為 uouoc故可以 液柱mguh LVC )**2/(**)**2/(* 2201 ??? ?? 同理可得 hc2= hc3= hI的計算 : 16 由液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù) ξ 0= hI=ξ 0hL =*= ?h ： 此阻力很小，可以忽略不計。 實際板層數(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)表計算得 對應(yīng)的 TF=℃ :POA= POB = TD=℃ :POA= POB = TW=℃ :POA= POB = ?D =?W =?F =相對揮發(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= ． 實際板層數(shù)的求取 精餾段的實際板層數(shù) N 精 =8/=， 取 16 精餾段的實際板層數(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)的計算 (以精餾段為例 ) 操作壓力計算 塔頂操作壓力計算 PD= 98kPa 每層塔板壓降 △ P= 第二塔板 P1 =98+= 精餾塔進料口上第三板 P2=98+*11= 精餾塔進料口下第二板 P3=98+*15= 操作溫度確定 塔頂溫度 TD=℃ 進料板溫度 TF=℃ 精餾段平均溫度 Tm=(+)/2=℃ 第二塔板的溫度： T1 =（16 ? 15） =℃ 精餾塔進料口上第三板 的溫度： T2 =（16 ? 3） =℃ 精餾塔進料口下第二板 的溫度： T3 =+（ 14 ? 1） =℃ 查 txy圖得組成： x1 = y1= x2 = y2= x3 = y3 = 摩爾質(zhì)量計算 第二塔板摩爾質(zhì)量計算：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 平均密度計算 氣相平均密度計算：由理想氣體狀態(tài)方程計算，即： Pm1=P1 Mm/Rt1= （ （ +)） = Kg/m3 同理可得 m2=Pm3=液相平均密度計算 由 t1 =℃ ,查手冊得ρ A=,ρ B=由 2=℃ ,查手冊得ρ A=,ρ B=由t3=℃ ,查手冊得ρ A=,ρ B=質(zhì)量分數(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算 第二塔板液相平均表面張力的計算：由 TD=℃ ,查手冊得 σ A=σ LDm= +() = 液體平均粘度計算 第二塔板液相平均粘度的計算：由 TD=℃ ,查手冊得 μ A= μ B= μ LDm = +() = 六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流量為： Vs1=V VmM /(3600 Vm? )= (3600 )= /s Ls1=L LmM /(3600 Lm? )= (3600 )= /s 同理可得 Vs2= /s Ls2= /s Vs3= /s Ls3= /s 13 由 2/1m a x )/)(( VVLCu ??? ?? 式中 C由 )20/( LCC ?? 算得，其中 20C 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為： )3600*(3600**)(/)/( 2/12/1 ??hhVL VL?? 取板間距 HT=，板上液層高度 hL= 那么 HThL= 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 20C = 0 7 1 )20/(*0 7 )20/( ??? LCC ? smCu VVL /))((0 7 1 )/)(( 2/12/1m a x ????? ??? 取安全系數(shù)為 ，那么 u==*=塔徑 D為： muVsD )*4()/4( ????? ? 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 D= 塔截面積 222 *??? ? 實際空塔氣速： smAVsu T /8 6 0 ??? 精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度： Z 精 =（ N精 1） *HT=15*= 提餾段有效高度： Z 提 =（ N提 1） *HT=13*= 設(shè) 3個人孔，其高度為 . 故精餾塔的有效高度為 Z=++*3+*3= 七、塔板主要工藝尺寸計算 溢流裝置計算 因塔徑 D= 故選用單溢流弓形降液管 ,采用凹型受液盤，不進口堰，各項計算如下： 7. lw: 取堰長 lw==*= hw: hw=hLhow ,239。 采用作圖法求最小回流比。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，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的 造價低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡單 . 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。 5 二、設(shè)計方案的確定 處理量確定 依設(shè)計任務(wù)書可知，處理量為 :1500+8*100=2300Kg/h,2300*24*330= 萬噸 /年 設(shè)計題目與設(shè)計進程 該次設(shè)計題目為： 萬噸 /年苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計。 6. 其它用于經(jīng)濟評 價參數(shù)：加工純利潤 600 元 /噸原料油，操作費用計量：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)計量：傳熱面積 4000 元 /平方米 , 泵 1200 元 /(立方米 /小時 ) ； 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。 本次設(shè)計為倆周，安排如下：表 21. 進程表 找數(shù)據(jù)與上課 全部設(shè)計計算 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。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。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。在圖 1 中對角線上，自點 e（ ,） 以及斜率 q/(q1)=0/(01)=0 作直線 ef交平衡線于 q。 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=*= 驗算液體在降液管中的停留時間： 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。 因 此 ， 與 氣 體 流 經(jīng) 一 層 浮 閥 塔 板 的 壓 強 降 所 相 當(dāng) 的 液 柱 高 為hp=+= . 則單板壓降△ Pp= Pagh Lp ** ???? ? ＜ 700Pa 故設(shè)計合理。3600 fThAHL? ?=3— 5S ， 則 smHALs Tf /0 0 2 9 )( 3m a x ???? 液相負荷上限線（ 3）在 VS— LS 圖中為與氣相流量 無關(guān)的垂 線。更重要是讓我進一步感受到一些道理，萬事開始難，很多事情開端給人感覺很復(fù)雜，但當(dāng)你開始做后，思路就慢慢清晰啦，也知道了實踐才是解決問題的根源。 wt : 75℃ → 35℃ t : 45℃ ← 25℃ t? : 30℃ 10℃ Ctwm ???? 552 3575 , Ct m ????? 2 0 )1030ln ( 1030 查手冊得 溫度下的苯和甲苯的比熱皆為 CkgkJC p ??? 故 skJtmCQ PW 0 8 )3575(7 6 3 ??????? 依然取 K=600w/m2.℃，所以 mtkQA mW ?? ???? 同理得其冷卻水用量為 年萬噸總 5 3 9 3 0243 6 0 05 4 ,5 4 ?????? mskgm 經(jīng)濟估算 設(shè)備費用計算（ R=） 塔體費用 塔體真實直徑為塔徑加壁厚即： +2? = 故其塔體截面積為： 22 m??? 塔總高度 mH ??????? 所以其塔體體積為 : 2 7 mV ????? 塔截面積塔總高 按塔體報價 5000 元 /（立方米塔），故其塔體費用為： ??5000 萬元 26 塔板費用 塔板總面積 20 3 0 mAA T ????? 塔板數(shù) 按塔板報價 3000 元 /（平方米塔板 F1型浮閥（重閥））， 故其塔板總費用為： ?? 總換熱器費用 5個換熱器的總面積為： m????? ， 按傳熱面