【正文】 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. 各班學(xué)號未兩位任務(wù)處理量為： 1 班 (1500 + 學(xué)號 100)kg/h； 2班 (1500 + 學(xué)號 150)kg/h； 3 班 (1500 + 學(xué)號 200)kg/h； 4班 (1500 + 學(xué)號 250)kg/h；5 班 (1500 + 學(xué)號 300)kg/h。 2. 原料組成： 1 班含苯 (質(zhì)量分率，下同 ) ； 2 班含苯 ； 3 班含苯 (質(zhì)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(zhì)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 。 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 ) 。 三、 說明書目錄主要內(nèi)容規(guī)定 1. 說明書標準封面； 2. 目錄頁，任務(wù)書頁 3. 說明書主要內(nèi)容規(guī)定 1) 裝置流程概述， 2) 裝置物料平衡， 3) 精餾塔操作條件確定， 4) (適宜回流比 /最小回流比 )為 時理論塔板數(shù)及進料位置， 5) 精餾塔實際主要工藝尺寸 ， 6) 精餾塔塔頂?shù)诙?、進料口上等三板和進料口下等二板塔板結(jié)構(gòu)參數(shù) 7) 精餾塔結(jié)構(gòu)參數(shù)匯總表和精餾塔結(jié)構(gòu)簡圖 (A3 圖 ) ， 8) 裝置熱衡算 9) 裝置經(jīng)濟效益和工藝設(shè)計評價 四、參考書目 1) 化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)； 2) 夏清等編化工原理 (上 ) 、 ( 下 ) 2020 年修訂版； 3) 化工工藝設(shè)計圖表； 4) 煉油工藝設(shè)計手冊浮閥塔分冊。 七 、 參 考 文獻 ...................................................................................................................................25 一、前言 化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)， 是理論系實際的橋梁。 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、 經(jīng)濟合 理性。 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。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。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。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。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。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常 的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 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，部分進入冷卻器 → 產(chǎn)品儲罐） (塔釜：再沸器 → 冷卻器 →產(chǎn)品進入儲罐） 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入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到 度，然后，原料從進料口進入到 精餾塔中。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。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。 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。 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。 采用作圖法求最小回流比。 q點坐標由圖可得 q（ ,） 故，最小回流比為： Rmin=(XDYq)/(YqXq)=()/()= 取操作回流比 為： R== 10 ③、求精餾塔的氣、液相負荷。 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 提餾段操作線為：連接點 c（ ,）及 d 點即為提餾段操作線。求得結(jié)果為： 總理論板層數(shù) NT=16（包括再沸器）。 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( ????? ? 按標準圓整后取 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。 降液管底隙高度 ho 39。= 則 ho1=(*) = hw1 h01 == 同理可得 hw2h02== hw3 h03 == 故降液管底隙高度設(shè)計合理 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 7. 因 D=800mm,故塔板采取分塊式 7. 取閥孔動能因子 F0=10，孔速 smFu V /??? ? 每一層塔板上的浮閥數(shù) N： 58)**4/()*4//( 20201 ??? udV sN ? 同理可得 N2=59 N3=60 取邊緣區(qū)寬度 wc = 取破沫去寬度 WS= WS’ = 7. 開孔區(qū)面積 Aa按 2 2 22 a r c s i n180a xA x R x R R???? ? ?????計算 R=D/2Wc=== 15 x=D/2(Wd+Ws)=(+)= 把數(shù)據(jù)代入得 Aa= ㎡ 7. 浮閥排列按等腰三角形排列，取孔心距 t 為 t=75mm 考慮到塔的直徑較 大 ，采用 分 塊式塔板， 浮法排列方式為正三角形排列， 則估算排間距取 取孔心距 t 為 t=75mm= mmmtNAat 4 6 )0 7 *58/(2 0 )*/(39。 2201 ??????? ? 同理可得 u02=02=*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