【正文】 a lH ?? 所以 skgHQm B 7 5 6 ????? 故一年柴油的用量 年萬噸總 3 0243 6 0 ?????m 先用塔底產(chǎn)品預熱，再用柴油預熱。 ()1000 how wLhEl? = 從而計算出下限值，取 E=1 19 則， smlL WS /0 0 0 4 6 0 05 2 ) 1 0 0 00 0 (3 6 0 0) 1 0 0 00 0 ( 32/32/3m i n ????????? 依此作出液相負荷下限線 (5)，該線為氣相流出無關的豎直線。0 0swLh lu? 可取降液管底隙處液體流速取 uo39。最終，完成苯與甲苯的 分離。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。 2. 原料組成： 1 班含苯 (質量分率，下同 ) ； 2 班含苯 ； 3 班含苯 (質量分率，下同 ) ； 4 班含苯 ； 5 班含苯 3. 產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品，含苯 (質量分率，下同 ) ；塔底產(chǎn)品，含苯 ； 4. 進料熱狀況參數(shù)條件： 1 班為 0； 2 班為 ； 3 班為 ； 4 班為 ： 5 班為 。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)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。 ①、由手冊查得苯 — 甲 苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 xy 圖，見圖 1 所示。 2201 ??????? ? 同理可得 u02=02=*39。 求原料預熱所需的熱量 (以 1 秒 鐘來算 ) 取原料罐的物料為常溫 25℃ 則 Ft : 25℃ → ℃ Ct m ???? 查手冊得該溫度下的苯和甲苯的比熱皆為 CkgkJC p ??? 故 tmCQ PF ?? = tFCP? = 60= skJ 塔底產(chǎn)品能給的熱量及其 換熱面積 取產(chǎn)品冷到 60℃，原料先預熱到 50℃ 所以 wt : ℃ → 60℃ Ft : ℃ ← 25℃ t? :℃ 35℃ Ct wm ???? 1 0 ,? Ct m ???? ) ( 查手冊得 C? 下的苯和甲苯的比熱皆為 CkgkJC p ??? 所以塔底產(chǎn)品能給的熱量： skJtmCQ PF 6 3 ?????? 因屬于液 — 液傳熱，故依經(jīng)驗值可取 K=600w/m2.℃ 故 21 100 mtkQA mF ?? ???? 柴油預熱器 (以 1 秒鐘來算 ) 由上得每秒還要柴油給原料供熱為 skJQ FFF ??? 25 柴油T :290℃ → 160℃ Ft :℃ ← 25℃ t? :℃ 105℃ ) ( ???? mt ， 22 mtkQA mF ?? ???? 每秒柴油的用量 skgHQm F 0 4 7 8 3 9 ????? 故一年柴油的用量 年萬噸總 1 3 4 3 0243 6 0 00 4 7 ?????m 塔釜產(chǎn)品冷卻器 (以 1 秒鐘來算 ) 由上 知塔釜產(chǎn)品換熱到 75℃，所以再用冷卻水冷卻即可。 漏夜線 對于 F1 型重閥，依據(jù) 00 5VFu??? 計算，則 Vu ?/50 ? 又知 020m in 4/ NudVS ?? 則 smNdVVS/ 3220m i n ????????? ?? 作氣相負荷下限線（ 4） 液相負荷下限線 取堰上液層上高度 how=，即 239。 降液管底隙高度 ho 39。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。根據(jù)塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。 5. 塔頂采用 30℃的冷回流，冷卻水溫度 25℃，回用循環(huán)水溫度 45℃；塔底重沸器加熱介質為比密度 的柴油，進口溫度 290℃，出口溫度 160℃。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調節(jié)。 9 圖 1 圖解法求理論塔板層數(shù) ②、求最小回流比及操作回流比。00 ???? uF 閥孔動能因數(shù) F0變化不大，仍在 9~12 范圍內。 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????? ， 按傳熱面積報價 4000 元 /平方米， 故其總換熱器費用： 萬元58 3 ?? 總設備費用 總設備費用為： ++= 萬元 固定資產(chǎn)折舊后年花費用 折舊后每年設備花出的費用按下列公式估算： 萬元年壽總費用 9 5 0 3 ???? 清水用 量費用 依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器用水量 ?m 釜液冷卻一年用水量 ?m 按冷卻水報價為 16 元 /（噸 /小時） 故其冷卻水總費用為： 年萬元3 3 7 2 31610)5 3 9 1 ( 4 ???? 柴油用量費用 依據(jù)前面可知，每年再沸器柴油用量 ?m 原料預熱年用柴油量 ?m 按柴油費報價為 160 元 /（噸 /小時） 故其柴油總費用為： 2 5 116010)1 3 4 ( 4 ???? 料液輸送費 按料液輸送報價 3 元 /（噸 /小時）， 得其年料液輸送費為： 年萬元4 6 4 2 1 4 ??? 27 總操作費用 由上可得其總操作費用為： 年萬元6 8 2 6 8 04 6 4 2 5 13 3 7 2 3 ??? 年總成本 由以上可得年總成本為： ?? 年總操作費年設備費 ?? 十六、個人總結及對本設計的評述 通過查資料與多次的修改，這次化工原理課程設計，工程量還是很大，也花了差不多兩周的時間，但還是做成功了。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 無關的垂 線。 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。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。 本次設計為倆周，安排如下：表 21. 進程表 找數(shù)據(jù)與上課 全部設計計算 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 塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質設備。 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 ) 。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，塔板結構較泡罩塔簡單 . 二、 裝置流程概述 塔設備的工業(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，節(jié)約能源和成本，少量的污染。 采用作圖法求最小回流比。 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。經(jīng)過這次的課程設計，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、 ，把有關數(shù)據(jù)代人整理得液泛線： 3/222 ????SLLV SS 任意取五點坐標如下： 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 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于 35s，液體在降液管內停留時間 . 39。 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),及相關系數(shù)表計算得 對應的 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