【正文】 再沸器的選用選一臺立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為 11m2,質(zhì)量 m=備一臺備用。 39。 V180。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(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。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。成績 化工原理課程設(shè)計設(shè)計說明書 設(shè)計題目： 萬噸/ 年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計姓 名 陳 端 班 級 化工 072 班 學(xué) 號 07014020206 完成日期 20221030 指導(dǎo)教師 梁伯行 2 / 26化工原理課程設(shè)計任務(wù)書(化工 071,2,3,4 適用)一、 設(shè)計說明書題目: (萬噸/年) 苯 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計說明書二、 設(shè)計任務(wù)及條件(1).處理量: (3000＋本班學(xué)號 300) Kg/h (每年生產(chǎn)時間按 7200 小時計)。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。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溫度重新回到精餾塔。Rkg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/sR1 R2 R3 Vs 和 Ls 計算 以 R1= 為例Vs=V*MVm/(3600* )=*(3600*)=?Ls=V*MLm/(3600* )=*(3600*)=同理得 R2 和 R3,總的結(jié)果如下表表 313 Vs 和 Ls 值表R Vs/(m3/s) Ls/(m3/s)R1 R2 R3 塔徑的計算 以 R1= 為例查塔間距與塔徑關(guān)系表，初選 HT= ,取板上液層高度 hL= 那么 HThL= 06.)3*(36*02.).4/5802(/)/( /12/1 ??hV?查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，C 20=， 7..(*...20 ??L? smuV /7.).4/87)/( 2/12/1max ???取安全系數(shù)為 ，那么 u==*=塔徑 D 為： us (/4( ???按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 D= 塔截面積 */DAT??實際空塔氣速： ././?同樣計算出 R2 和 R3，其總結(jié)果如下表表 314 塔徑及其有關(guān)數(shù)據(jù)表R C20 C umax/(m/s)u/(m/s)D(/m) 圓整后D(/m)AT(/m2)實際 u/(m/s)R1 R2 R3 精餾塔有效高度的計算 以 R1= 為例 除人孔板層后精餾段有效高度：Z 精 =（N 精 2）*H T=15*=精餾段有效高度：Z 提 =（N 提 2）*H T=14*=在進(jìn)料板、塔頂、第九層、第 27 層、塔底分別設(shè)一個人孔，其塔板距為 .故精餾塔的有效高度為 Z=++*3=同理計算出其他回流比及總結(jié)果如下表：12 / 26表 315 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/mR1 5 R2 5 R3 4 塔頂、塔底空間 塔頂空間 HD 取塔頂 HD==2*= m 塔底空間 HB假定塔底空間依儲存液量停留 5 分鐘，那么塔底液高h(yuǎn)=V/A=Ls*5*60/=*300/= m 取塔底液面距最下面一層板留 米，故塔底空間 HB=+=2m可見，三個回流比的 HB都可取 2 米。 sLLFbVZKCA???? ?精精 精板上液體流經(jīng)長度 ZL=D2Wd=12*=板上液體面積 Ab=AT2Af=*=15 / 26苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) K=，由泛點負(fù)荷系數(shù)圖查得 CF=泛點率= b 試%)().( ???????泛點率= )(.%0)7.( ????TFVLAKC?依倆式算出泛點率均在 80％以下，故知霧沫夾帶量能滿足 ev＜ 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 319 泛點率有關(guān)數(shù)據(jù)表R ZL/m Ab/m2 a 式泛點率/% B 式泛點率/%R1 R2 R3 塔板的負(fù)荷性能圖 以 R1為例. 霧沫夾帶線依據(jù)泛點率 ,39。同理可得其他回流比 R2和 R3分別為： 選一臺立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為 11m2,質(zhì)量 m=備一臺備用。查手冊得 320℃時 H=, 飽和蒸汽焓 H=,℃時的液體焓 H=,那么每克過熱蒸汽放熱 Q=()+()=一年的 QB 總 =QB*t=*1000*3600*7200J=*1013J，故一年的蒸汽用量 m: m=QB 總 /Q=*1013g=*107Kg=22900 噸同理得出其他回流比 R2和 R3的過熱蒸汽一年的用量 QB 總 分別如下：30000 噸 和 33500 噸。 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≤φ(H T+hw) 其中 H d=hp+hL+hd，h p= m 液柱，因不設(shè)進(jìn)口堰，故，mhlLowsd 0251.).()/( 22 ?????同理得出其他回流比 R2和 R3的 hd分別為： 和 .，前已選定 hL= 則 Hd=++=取 φ= 又已選定 HT=，h w=，則 φ(H T+hw)=（+）=可見　H d＜φ(H T+hw),符合防止淹塔的要求.同理得出其他回流比 R2和 R3的 Hd分別為： 和 . 霧沫夾帶泛點率 a 式39。Rkmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/sR1 R2 R3 11 / 26 表 313 質(zhì)量負(fù)荷L V L180?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔?，又有液相混合物，這時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。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。(2). 進(jìn)料熱狀況參數(shù)：( 2 班)為 ,(3). 進(jìn)料組成: ( 2 班) 含苯為 25％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù) ), (4).塔底產(chǎn)品含苯不大于 2％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。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。 塔壁厚計算取每年腐蝕 ，因限制用年數(shù)為 10 年， 那么壁厚m3)10*(min????故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚 25mm同理可得出其他回流比的值，總結(jié)果如下表：表 316 塔頂、塔底和壁厚表R 塔頂空間 HD/m 塔底液高 h/m 塔底空間 HB/m 塔體壁厚/mmR1 2 25R2 2 25R3 2 25 型浮閥塔板設(shè)計 以 R1= 為例 溢流裝置 選用單溢流方形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，各項計算如下： lw:取堰長 lw== hw:hw=hLhow , ，近似取239。 39。選一臺立式熱虹吸式再沸器，DN=400mm,熱換面積為 14m2,質(zhì)量 m=備一臺備用。 熱負(fù)荷 QB 以 1 秒質(zhì)量來算 查手冊對應(yīng)的溫度并依下式計算得:LWLDCFBII????? ?LVq KgJIgKJIgKJI LDLF /15,/,/??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：QB=,同理得出其他回流比 R2和 R3的 QB分別如下：QB=，Q B= 傳熱面積 A 求平均溫度 mt? 過熱蒸汽的溫度為 320℃，P= T:T1=320℃ → t w+50=+50=℃ T:℃ → ℃ :℃ 50℃t 故 Cm?????)0/( 傳熱面積 A 計算因?qū)儆谝骸麄鳠?，故可?K=1000w/m2.℃， ?同理可得出其他回流比 R2和 R3的 A 分別如下: 2和 過熱蒸汽的用量過熱蒸汽經(jīng)過以下過程：從 320℃過熱蒸汽→飽和蒸汽（℃）19 / 26→℃的液體。PaghLp *5027?????同理算出其他回流比 R2 、R 3的 hp為 和 ，同樣也設(shè)計合理。 V180。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等. 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） 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 度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。本次設(shè)計為倆周，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。(5). 塔頂產(chǎn)品中含苯為 99％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，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。最終，完成苯與甲苯的分離。()10howLEl?E=1，L h=Ls*3600=*3600=故 how= 則 h w=hLhow == 弓形降液管寬度 Wd和面積 Af：由 lw/D=,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，A f/AT=，W d/D=故 Af=*= ,Wd=*1=驗算液體在降液管中的停留時間： sLHhTf )02.*36/(.*36/*360 ???? s5?? 故降液管尺寸可用。 sLLFbVZKCA???? ?精精 精按泛點率=80%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得：Vs=+,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中 Vs—Ls圖所示。 先用塔底產(chǎn)品預(yù)熱，再用過熱蒸汽預(yù)熱。選用 U 型管式換熱器，JB/T471792，DN=500mm,排管數(shù) n=56,熱換面積A=,換熱管長 L=3m,選用倆臺交替使用,再準(zhǔn)備倆臺備用。?h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=+= 液柱.則單板壓降△ ＜700Pa 故設(shè)計合理。= 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果同理得出 R2== 和 R3== 得負(fù)荷計算，三個回流比計算結(jié)果如下表：表 312 摩爾負(fù)荷L V L180。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。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:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200= 萬噸/年 設(shè)計題目與設(shè)計進(jìn)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。 裝置加熱介質(zhì)為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識自行指定), 裝置冷卻介質(zhì)為 25℃的清水或 35℃的循環(huán)清水。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。 本次設(shè)計的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個系數(shù)得到三個回流比，最后比較那個最好，而不是找出最佳的回流比。 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙處液體流速取 uo39。同理算出其他回流比 R2和 R3的霧沫夾帶線分別如下：Vs=+ 和 Vs=+ 液泛線依前可知 hp=hc+hI+hσ Hd=hp+hL+hd Hd＜φ(H T+hw)得：φ(H T+hw)= 由此式確定液泛線，忽略 hσ 項。 求平均溫度 mt?出料液溫度: t : 35℃ → ℃過熱蒸汽溫度：T: 320 ℃ → ℃ 錯流傳熱 Ctm ?????)()3( 求比熱和傳熱的熱量 查手冊得 ℃的苯與甲苯的比熱并計算的混合物的比熱為： CP=*+*=℃ , 氣相 HA=,HB=523kj/kg 傳熱的熱量 Q1=mqCP* =**()/5=*104 Jt?由 XF=,查 yF= 氣相 Q2=m*4/5*(*+*523)=562KJ故 Q=Q1+Q2=596KJ 塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量出料液溫度: t : ℃ → 45℃ KgJIKgJILWLW /,/ ????W=，那么塔底產(chǎn)品每秒放出熱量為： JIQL ).()(* ??????那么每秒還要過熱蒸汽給原料供熱為 Q：= 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計算20 / 26 同樣取 K=1000w/m2.℃ 故 2???? 熱蒸汽每秒的用量 Q1=Q/()= 故一年用量為:*3600*7200= 萬噸/年 預(yù)熱器選用選用一臺固定管板式換熱器 JB/T47