【正文】 5) 賈紹義、柴誠敬編化工單元操作課程設(shè)計 。 在此，特別感謝老師的指導(dǎo)以及我的室友，與他們的交流使 得我的設(shè)計工作得以圓滿完成。因為通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 再進行整個流程的計算，再到對工業(yè)材料上的選取論證和后期的程序的編寫以及流程圖的繪制等過程的培養(yǎng)，我真切感受到了理論與實踐相結(jié)合中的種種困難，也體會到了利用所學(xué)的有限的理論知識去解決實際中各種問題的不易。 可是當老師把任務(wù)書發(fā)到手里是卻是一頭霧水，完全不知所措。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。 通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊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；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性和經(jīng)濟合理性。 本次化工原理課程設(shè)計( 萬噸 /年 苯 — 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計 )歷時兩周，是上大學(xué)以來第一次獨立的工 32 業(yè)化設(shè)計。 15= 萬元 主要操作年費用計算 清水用量費用 30 依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器 冷卻水用量為 W 總 1= 3600 24 330= 萬噸 /年 釜液冷卻一年用水量為： W 總 2= 3600 24 330= 萬噸 /年 按冷卻水報價為 16 元 /噸 故其冷卻水總費用為： 16 （ +） 10000= 萬元 /年 柴油用量費用 依據(jù)前面可知，每年再沸器 柴油用量為 W 總 = 3600 24 330= 萬噸 /年 按柴油費報價為 160 元 /噸 故其柴油總費用為： 160 10000=256 萬元 /年 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： 10000 3= 萬元 /年 總操作費用 由上可得 其總操作費用為： +256+= 萬元 /年 年總成本 由以上可得年總成本為： 年設(shè)備費 +年總操作費 =247。 水的比熱容 114183pC k J k g K??? ? ? 12 /()pQW kg sC t t??? 1000/（ 4183 10） = kg/s 冷卻水用量為 W 總 2= 3600 24 330= 萬噸 /年 五、經(jīng)費估算 設(shè)備費用計算 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： ? /4 178。 ℃ ) 故 3600247。 柴油 的比熱容 112 1 7 7 .6pC k J k g K??? ? ? 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 /()pQW kgsCt t???Q/Cp 1t? 1000/( )=柴油用量為 W 總 = 3600 24 330= 萬噸 /年 塔釜產(chǎn)品冷卻器 由上知塔釜產(chǎn)品換熱到 160℃ ，所以再用冷卻水冷卻即可。 水的比熱容 114183pC k J k g K??? ? ? 冷凝水的質(zhì)量流量 21 /()pQW kg sC t t??? = 1000/（ 4183 20） =冷卻水用量為 W 總 1= 3600 24 330= 萬噸 /年 塔底 再沸器 T 柴油 :290℃ → 160℃ TW:℃ ← ℃ t? :℃ ℃ 故Ct m ????? )( 28 由 ℃ ，查液體汽化潛熱熱共線圖得： /kJ kg? ?甲 苯 氣體摩爾體積 ? ? 32 7 3 .1 5 2 5 .4 5 /WWm WWRtRTV m k m o lPP?? ? ? = m3/kmol 氣體流量mh VV39。 同理可得： 液相負荷下限線 進料口上第三板 smL S / 3m in ? 進料口下第二板 S /. 3in 操作彈性計算 依附圖中的 VsLs圖可知，由smL S / 3m a x ? ，得smV S / 3m a 因smV S / 3m in ? 故 操作彈性 = ? 同理可得： maxSL 操作彈性 進料口上第三板 ? 進料口下第二板 . 四、裝置熱衡算確定熱換器（以一秒計算為例） 塔頂 冷凝器 27 塔頂采用 30℃ 的冷回流 求平均溫度 mt? 依以上可知 T 塔頂 （ ℃） → T D(30℃ ) t2(45℃ ) ← t 1(25℃ ) t? ? 5C? 故Ctt ttt m ?????? ????? )( )ln( 12 12 由 tD＝ ℃ ，查液體汽化潛熱熱共線圖得： /kJ kg? ?苯 氣體摩爾體積 ? ? /DDmDDRtRTV m k m olPP?? ? ?（ +） /98= m3/kmol 蒸汽體積流量 /hmV VV m h?? 30= m3/h， 塔頂蒸汽冷凝量 , /3600h VVq kg s???頂 冷凝器熱負荷 q kW???苯 = ， 取傳熱系數(shù) 26 0 0 / ( )K W m K?? 傳熱面積 mQAmKt??? 1000/（ 600 ） = m2 ， 根據(jù)上面計算塔頂冷凝器可選擇 JB/T471592 型固定管殼式換熱器。 同理可得： 液相負荷上限線 進料口上第三板 smL s /)( 3m a x ? 進料口下第二板 s /. 3a x 漏夜線 對于 F1型重閥， 依據(jù) 00 5VFu??? 計算， 則 Vu ?/50 ? 又知 020m in 4/ NudV S ?? 26 則smNdVVS/ 3220m in ????????? ?? 作氣相負荷下限線，與液體流量無關(guān)的水平漏液線（ 4） 同理可得： 漏液線 進料口上第三板 smV S / 3m in ? 進料口下第二板 S /142. 3in 液相負荷下限線 取堰上液層上高度owh= 作為液相負荷下限條件，即 239。 即：?????? ???????? 3/20202 )3600(1000 )1()()( 0 w sww sLVwT l LEhhl LguhH ??? 因 T,w、0、Wl、V?、 L、0?均為定值4/200 Nd Vu s??，且，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線： 3/222 . SLL SS ??? 任意取 3點坐標如下： （ ， ） ,(,),(,), 在 VsLs圖中作出液泛線（ 2）， 同理可得： 液泛線 進料口上第三板 3/222 SLLV SS ??? 進料口下第二板 3/222 . SLL SS ? 對進料口上第三板任意取五點坐標如下： （ ， ） ,(,),(,) 對進料口下第二板任意取五點坐標如下： （ ， ） ,(,),(,) 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。 同理得PaPP ?? PP ? 綜上可知 Δ P 塔頂?shù)诙K 進料口上第三板 進料口下第二板 液泛 為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，dH≤φ (t+wh) 其中 dH=ph+ L+ ， = m 液柱 ，因不設(shè)進口堰，故 mhlLh owsd )()/( 221 ??????液柱， 同理得mhd ? md ? ，前已選定 L= 則1dH=++= 同理得2d= 3dH= 取φ = 又已選定 T=，1wh=， 則φ ( T+wh)= （ +） = 可見 dH＜φ ( T+wh),符合防止液泛的要求 . 綜上可知 dh dH φ (TH+ wh) 24 塔頂?shù)诙K 進料口上第三板 進料口下第二板 霧沫夾帶 =%100???bFLSVLVSAKCZLV ?? ? 板上液體流經(jīng)長度 LZ=D2dW== 板上液體面積bA= T2f==2 苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) K=，由泛點負荷系數(shù)圖查 得 FC= 泛點率 =%%100)() ( ????????? =% ??TFVLVSAKCV ?? ? 泛點率%)( ???????? 依倆式算出泛點率均在 70％以下， 故知霧沫夾帶量能滿足ve＜ kg(液 )/kg(氣 )的要求 同理可得 進料口上第三板 =％ =％ 進料口下第二板 =％ =％ 塔板的負荷性能圖 霧沫夾帶線 依據(jù)泛點率 =%100???bFLSVLVSAKCZLV ?? ? 按泛點率 =70%，代人數(shù)據(jù)化簡整理得： SV=SL+,作出霧沫夾帶線 (1)如附圖中SV—SL圖所示。 塔板開孔率 =u/u0= 同理得smu / ? 塔板開孔率 =u/u0= / 塔板開孔率 =u/u0=綜上可知 N 0u 開孔率 塔頂?shù)诙K 41 進料口上第三板 41 進料口下第二板 41 23 塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降 ： p C IH h h h?? ? ? : smu Vc /??? ? 因為0uc0,故 液柱mgu LVC )()2/( 220 ?????????? ?? : 由液相為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)?? ???? Lhh ?m 液柱 ?h：此阻力很小，可以忽略不計。00 3600 ul LulLh w Swh ?? 液體通過降液管底隙的流速一般為 ~，取液體通過降液管底隙的流速m/??ou，則有： ??? mmhh W ????? 故降液管底隙高度設(shè)計合理 同理可得mh ? ? 綜上可知 ho 塔頂?shù)诙K 進料口上第三板 進料口下第二板 22 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 A 塔板的布置 本設(shè)計塔徑為 D=， 因 800mm D? ，故塔板采用分塊式 ,分為三塊。 同理可得 ? ?? 綜上可知 θ 塔頂?shù)诙K 進料口上第三板 進料口下第二板 0h 39。LmCC ? ? ? smCu VmVmLm /(( 222m ax ????? ??? 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 smuu / m ax ???? muVsD 2 ????? ? 按標準塔徑圓整后為： D= 根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑為： D= 塔塔截面積為： AT=π /4 D2= 精餾段 實際空塔氣速為 :smAVsu T /??? 提餾段 實際空塔氣速為 :smAVs T /??? 精餾塔有效高度的計算 精餾段有效 高度： Z 精 =（ N 精 1） HT=（ 131） = 提餾段有效高度： Z 提 =（ N 提 1） HT=（ 131） = 20 另外，在塔頂開一個人孔，其塔板距為 故精餾塔的有效高度為： Z=Z 精 +Z 提 =++= 塔頂、塔底空間 塔頂空間DH 取塔頂mH TD ???? 塔底空間B 假定塔底空間依儲存液量停留 5 分鐘，那么塔底液高 mALAVh TS ???????? 取塔底液面距最下面一層板留 米，故塔底空間 HB=+= 封頭高度 1H mDH 1 ?