苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計

1、成績 化工原理課程設(shè)計設(shè)計說明書設(shè)計題目：1.6632萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計姓 名 班 級 學(xué) 號 完成日期 指導(dǎo)教師 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計說明書題目 1.6632(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)（1）處理量:3班(1500 + 學(xué)號200)kg/h（每年生產(chǎn)時間按330天計算）；本人學(xué)號03，則處理量為2100kg/h,生產(chǎn)時間為7920h。（2）原料組成:(3班) 含苯為0.40(質(zhì)量分率)；（3）進(jìn)料熱狀況參數(shù):（3班）為0.5；（4）產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品，含苯0.98(質(zhì)量分率，下同)；塔底產(chǎn)品，含苯0.01；（5）塔頂采用30的冷回流，冷

2、卻水溫度25，回用循環(huán)水溫度45；塔底重沸器加熱介質(zhì)為比密度0.86的柴油，進(jìn)口溫度290，出口溫度160；（6）其它用于經(jīng)濟(jì)評價參數(shù)：加工純利潤600元/噸原料油，操作費(fèi)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。三、設(shè)計說明書目錄(主要內(nèi)容) 要求1.說明書標(biāo)準(zhǔn)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

3、流比/最小回流比)為1.35時理論塔板數(shù)及進(jìn)料位置，5) 精餾塔實際主要工藝尺寸，6) 精餾塔塔頂?shù)诙?、進(jìn)料口上等三板和進(jìn)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(jì)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) 2002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。目錄二、設(shè)計方案的確定 2.1 處理量確定 依設(shè)計任務(wù)書可知，處理量為: 2100kg/h,生產(chǎn)時間為7920h 2.2 設(shè)計題目與設(shè)計進(jìn)程該次設(shè)計題目：1.6632萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計

4、。本次設(shè)計為倆周，安排如下：表2-1. 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 2 .3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。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。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。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。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。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。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大

5、，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)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.浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小(因氣體水平吹出之故)，塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負(fù)荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，便于設(shè)計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。 2.4.1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。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

6、面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。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。三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。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。五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4.2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）三、裝置流程說明 本方案主要是

7、采用板式塔，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103.5度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。混合物中既有氣相混合物，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。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。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。塔里的混合物不斷重復(fù)前面

8、所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 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。 3.1精餾塔設(shè)計 3.1.1工藝條件的確定 3.1.1.1苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表3-1 相平衡數(shù)據(jù)溫度/80.1859095100105110.6POA/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.9000.7

9、770.6330.4560.2620 表3-2 苯與甲苯的物理性質(zhì)項目分子式相對分子量沸點/臨界溫度/臨界壓力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.7 表3-3 Antoine常數(shù)值組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液體的表面張力溫度/809010011012021.2720.0618.8517.6

10、616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液體的黏度溫度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.1.2溫度的條件： 假定常壓，作出苯甲苯混合液的t-x-y圖，如后附圖所示。依任務(wù)書，可算出：xf=(0.40/78.11)/(0.40/78.11+0.60/92.13)=0.4

11、40;同理，xD=0.983，xw=0.012查t-x-y圖可得，tD=80.6,tW=110.0,tF=94.2 精餾段平均溫度tm=（80.694.2）1/2=87.14 3.1.1.3操作壓力選定 最低操作壓力：取回流罐物料的溫度為45，查手冊得POA=29.33Kpa，POB=10.00Kpa.由泡點方程XD=(Pmin-POB)/(POA-POB)=0.983,可得Pmin=29.00Kpa.取塔頂操作壓力P=101.33Kpa3.2精餾塔物料恒算 3.2.1摩爾分?jǐn)?shù)由以上可知，摩爾分?jǐn)?shù)為xf=0.440，xD=0.983，xw=0.012 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾

12、量 MF=xFMA+(1-xF)MB=0.44078.11+（1-0.440）92.13=85.96 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol ， MW=xWMA+(1-xW)MB=0.01278.11+(1-0.012) 92.13=91.96 kg/kmol 3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計算及其結(jié)果表總物料衡算 D+W=2100 kg/h易揮發(fā)組分物料衡算 0.983D+0.012W=0.4402100聯(lián)立（1）、（2）解得：F=2100 kg/h = 0.583kg/s = 1.6632萬噸/年

13、 F=2100/85.96 = 24.430 kmol/h = 0.007kmol/sW=1174 kg/h=0.33kg/s=0.93萬噸/年,W=1174/91.96=12.770 kmol/h=0.004kmol/sD=926kg/h=0.26kg/s=0.73萬噸/年,D=926/78.35=11.82kmol/h=0.003kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sF21000.5831.663224.4300.007W11740.330.9312.7700.004D9260.260.7311.820.0033.3塔板數(shù)計算 3.3.1、確

14、定最小回流比R 理論塔板數(shù)X-Y曲線由表3-1相平衡數(shù)據(jù)繪制苯甲苯混合液的xy圖 得出f（0.34,0.54），即Xq=0.34，Yq=0.54Rmin=（XD-Yq）/(Yq-Xq)=2.215 R=1.35Rmin=2.990精餾段操作線的截距b=XD/（R+1）,b=0.246連接ab兩點，直線ab即為精餾段操作線。3.3.2理論塔板數(shù)的求取ffedab3.3.3求精餾塔的汽、液相負(fù)荷L=RD=2.99 X 11.82=35.34 Kmol/h V=(R+1)D=(2.99+1)X11.82=47.16 kmol/hL=L+F=35.34+24.43=59.77 Kmol/h V=V=4

15、7.16 Kmol/h3.3.4求理論塔板數(shù)精餾段操作線：,即得y=0.75X+0.25 提留段操作線：，即得y=1.29X+0.003NT圖解法得到：總的理論塔板層數(shù)NT=16塊（包括再沸器，冷凝器）進(jìn)料板位置 NF=9 N精=8 N提=73.3.5平均塔效率ET 塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分別算出t=94.03下得相對揮發(fā)度和L如下：由=0.983 =0.012查得塔頂及塔釜溫度分別為：=80.60 =110.0，全塔平均溫度：=(+)/2=(80.60+110.0)/2=95.3=POA/POB=156.7Kpa/62.85Kpa=2.454

16、,有t - x -y 圖查得該溫度下XA=0.40L=xA苯+（1-xA）甲苯=0.40*0.266+0.60*0.274=0.271 故 *L=0.665-0.245ET=0.49(L) =0.5413.3.6實際層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)：N精=8/0.54115塊；提餾段實際板層數(shù)：N提=8/0.54115塊總塔板數(shù)：3.4.精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.4.1操作壓力的計算取每層塔板壓降為P=0.7kPa計算。塔頂操作壓力：PD=101.33+0=101.33 Kpa進(jìn)料板壓力P=101.33+0.715=111.83 kpa塔底操作壓力PD=101.33+0.715+100

17、=211.83 kpa精餾段平均壓力Pm=（101.33+211.83）/2=156.58 kpa 3.4.2操作溫度 由t-x-y圖得tD=80.6，tF=94.2，tW=110.0 精餾段平均溫度tm=（80.6+94.2）/2=87.4 提留段平均溫度tm=（94.2+110.0）=102.13.4.3平均摩爾質(zhì)量計算 3.4.3.1塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 xD=y1= 0.983代入平衡方程得x1 =0.962 MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.98378.11+0.01792.13=78.35Kg/Kmol MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.96278.11+0.038

18、92.13=78.64Kg/Kmol 3.4.3.2進(jìn)料板的組成 由xF=0.440,查t-x-y圖知:yF=0.687 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.68778.11+0.31392.13=82.50Kg/Kmol MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.44078.11+0.56092.13=85.96Kg/Kmol 3.4.3.3塔底平均摩爾質(zhì)量 , (查平衡相圖) 3.4.3.4精餾段氣相平均摩爾分子量 MVm =（MVmD+MvmF ）/2 =（78.35+82.50）/2 =80.42 Kg/Kmol MLm =（MLmD+MLmF ）/2 =（78.64+85.96

19、）/2 =82.30 Kg/Kmol 3.4.3.5提餾段平均摩爾質(zhì)量 3.4.4平均密度的計算 3.4.4.1平均密度的算有理想氣體狀態(tài)方程的計算 3.4.4.2液相平均密度的計算 組分的密度溫度曲線圖 塔頂（=80.60）：進(jìn)料板（=94.2）： 塔底（）：精餾段：提餾段:3.4.5液體平均表面張力的計算 組分的表面張力-溫度曲線圖塔頂液相平均表面張力的計算：由tD=80.6,查圖得,進(jìn)料板液相平均表面張力的計算：由,查圖得,塔底液相平均表面張力的計算：由tW=110.0,查圖得,精餾段液相平均表面張力為：提餾段液相平均表面張力為：3.4.6液體平均黏度的計算 溫度與黏度的關(guān)系圖由上圖中的

20、趨勢線方程，用溫度代入即可求得相應(yīng)溫度的黏度.當(dāng)當(dāng),查表得精餾段液相平均黏度為 ：3.4.7氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量液相體積流量提餾段：氣相體積流量液相體積流量四、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.1、塔徑的計算 精餾段： 初選塔板間距及板上液層高度，則： 按Smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）Smith通用關(guān)聯(lián)圖查Smith通用關(guān)聯(lián)圖 得負(fù)荷因子泛點氣速：取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為精餾塔的塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整取4.2.精餾塔有效高度的計算4.2.1精餾塔高度：精餾塔有效高度：提餾塔有效高度：在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為600mm故精餾塔的高度為4.2.2精餾塔的總高度：4

21、.2.2.1塔頂空間取塔頂3.5.3.2進(jìn)料板高度3.5.3.3塔底空間假定塔底空間依儲存液量停留10分鐘，那么塔底液高：取塔底液面距最下面一層板多預(yù)留490mm，故塔底空間3.5.3.5封頭高度由塔徑=700mm，取橢圓形封頭，曲面高度h=0.175m，直邊高度h=0.025m3.5.3.4裙座高度取一個平臺高度3.5.3.6塔壁厚計算取每年腐蝕1.5mm，因限制用年數(shù)為15年，年壽終了的最低那么壁厚故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚28mm。3.5.3.7塔總高度（不包括裙座） 4.3塔和塔板的工藝尺寸設(shè)計 4.3.1溢流裝置因塔徑為0.8m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)

22、進(jìn)口內(nèi)堰。 4.3.1.1溢流堰長（出口堰長）取精餾段堰上溢流強(qiáng)度，滿足強(qiáng)度要求提鎦段堰上溢流強(qiáng)度，滿足強(qiáng)度要求4.3.1.2出口堰高 ，對平直堰精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖如下得（滿足要求）驗證： (設(shè)計合理)提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：（滿足要求）驗證： (設(shè)計合理)降液管的寬度和降液管的面積由，查化工原理課程設(shè)計P120圖5-7得，即：，。 4.3.1.3液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段：提餾段：4.3.1.4降液管的底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則有： 在合理范圍之內(nèi)提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，則有： 故合理選用凹形受液盤，深度。4.3.

23、2塔板布置 4.3.2.1塔板的分塊本設(shè)計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為3塊。 4.3.2.2邊緣區(qū)寬度確定取 4.3.2.3開孔區(qū)面積計算其中： 故 4.3.2.4浮閥數(shù)計算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動能因子,由F0=可求閥孔氣速，即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心則排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.0545m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速 閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%15

24、%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。5. 塔板上的流體力學(xué)驗算 5.1塔板壓降 5.1.1氣體通過干板的壓降 精餾段：由式可計算臨界閥孔氣速，即 ，可用算干板靜壓頭降，即 5.1.2計算塔板上含氣液層靜壓頭降 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)， 已知板上液層高度，所以依式 5.1.3計算液體表面張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為5.2液泛計算精餾段：（1）計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降 ，前已計算（2）液體通過降液管的靜壓頭降 因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中 （3）板上液層高度：

25、則為了防止液泛，按式：，取安全系數(shù)，選定板間距, 從而可知，符合防止液泛的要求(4) 液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計，可見，所夾帶的氣體可以釋放出來5.3霧沫夾帶的計算判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：塔板上液體流程長度塔板上液流面積精餾段：苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫

26、夾帶量能滿足的要求。5.4塔板負(fù)荷性能圖 5.4.1霧沫夾帶上限線對于苯-甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點率 (亦為上限值),利用式和便可作出此線。取泛點率，依上式有：精餾段：整理后得：即 即為負(fù)荷性能圖中的線(y1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點確定一條直線，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 0.002 0.010 0.510 0.428 4.4.2液泛線由式， 聯(lián)立。即式中， ，板上液層靜壓頭降 從式知，表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略

27、液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式則 式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系 精餾段：式中各參數(shù)已知或已計算出，即整理后便可得與的關(guān)系，即 0 0.005 0.009 0.013 0.77 0.589 0.383 0.099用上述坐標(biāo)點便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。4.4.3液相負(fù)荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于35s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為35秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得提鎦段：所得到的液相上限

28、線是一條與氣相負(fù)荷性能無關(guān)的豎直線，即負(fù)荷性能圖中的線(y3)。4.4.4氣體負(fù)荷下限線（漏液線）對于F1型重閥，因5時，會發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取計算相應(yīng)的氣相流量精餾段：即負(fù)荷性能圖中的線(y4)。4.4.5 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 ，代入的值可求出和精餾段： 按上式作出的液相負(fù)荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖線(y5) 在操作性能圖上，作出操作點A，連接OA，即為操作線。由精餾段負(fù)荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。 在操作性能圖上，作出操作點

29、A，連接OA，即為操作線。由精餾段負(fù)荷性能圖可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負(fù)荷性能圖中可查得氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限，所以可得 六、輔助設(shè)備計算：6.1.塔頂冷凝器的熱負(fù)荷和冷卻水用量塔頂溫度 =80.60 冷凝水t1=30 t2=40 由表3-9得：由，得 塔頂被冷凝量：冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)則傳熱面積冷凝水流量故一年清水用量：6.2.塔底再沸器的熱負(fù)荷和水蒸汽用量塔底溫度 =110.0 用t0=290的蒸汽，釜液出口溫度t1=160則由，得 塔底被冷凝量：冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)則傳熱面積柴油流量故一年柴油用量

30、：6.3裝置經(jīng)濟(jì)效益和工藝評價6.3.1設(shè)備費(fèi)用計算（以R=2.99計算為例）6.3.1.1塔體費(fèi)用塔體真實直徑為塔徑加壁厚即：故其塔體截面積為：所以其塔體體積按塔體報價5000元/（立方米塔），故其塔體費(fèi)用為：12.03萬元6.3.1.2塔板費(fèi)用塔板總面積按塔板報價3000元/（平方米塔板F1型浮閥（重閥），故其塔板總費(fèi)用為：4.83萬元6.3.1.3總換熱器費(fèi)用2個換熱器的總面積為：16.26+5.12=21.38按傳熱面積報價4000元/平方米，故其總換熱器費(fèi)用：21.384000=8.6萬元6.3.1.4總設(shè)備費(fèi)用總設(shè)備費(fèi)用為：12.03+4.83+8.6=25.46萬元6.4.2固定

31、資產(chǎn)折舊后年花費(fèi)用折舊后每年設(shè)備花出的費(fèi)用按下列公式估算：6.4.3主要操作年費(fèi)用計算（以R=2.99計算為例）6.4.3.1清水用量費(fèi)用依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器用水量，按冷卻水報價為16元/噸故其冷卻水總費(fèi)用為：14.9116=238.56萬元6.4.3.2柴油用量費(fèi)用依據(jù)前面可知，每年再沸器柴油用量m=8.15萬噸/年，按柴油費(fèi)報價為160元/噸故其柴油總費(fèi)用為：8.15160=1304萬元/年6.4.3.3料液輸送費(fèi)按料液輸送報價3元/噸，得其年料液輸送費(fèi)為：1.66323=4.99萬元/年6.4.3.4總操作費(fèi)用由上可得其總操作費(fèi)用為：238.56+1304+4.99=1547.5

32、5萬元/年6.5.年總成本 由以上可得年總成本為：年設(shè)備費(fèi)=年總操作費(fèi)=2.02+1547.55=1549.57萬元/年6.6年利潤：60050000=3000萬元/年 平均每天利潤：3000/330=9.1萬元/天 年成本：1549.57萬元/年 平均每天成本：即每天凈利潤：9.10-4.70=4.50萬元/天 則投資回收期限：邊界虧損：七、設(shè)計結(jié)果總匯序號項目符號單位計算結(jié)果1平均溫度tm94.122塔頂流量氣相Vsm3/s0.3863液相Lsm3/s0.0014塔底流量液相Lsm3/s0.00185理論塔板數(shù)NT塊16（包括再沸器）6實際塔板數(shù)Np塊327塔的總高度（不包裙座）Hm16.

33、598塔徑Dm0.89板間距HLm0.4510塔板溢流形式單流型11空塔氣速um/s1.05412溢流裝置溢流管形式弓型13溢流堰長度LWm0.6414溢流堰高度hwm0.06115板上液層高度hLm0.0716堰上液層高度howm0.0117安定區(qū)寬度Wsm0.0718鼓泡面積Aam20.022519閥孔直徑dm0.03920浮閥數(shù)個n個5221閥孔氣速u0m/s6.2122閥孔動能因數(shù)F01023開孔率%12.324孔心距tm0.07525排間距tm0.0526塔板壓降Ppa584kpa27液體在降液管內(nèi)的停留時間s33.928底隙高度hom0.0229泛點率46.730液相負(fù)荷上限Ls

34、maxm3/s0.006831液相負(fù)荷下限Ls minm3/s0.000332氣相負(fù)荷下限Vs minm3/s0.18533操作彈性 2.63八、裝置開停工操作原則8.1開停工操作：開工步驟：1）氮氣置換、檢驗氣密性；2）進(jìn)料；3）投用塔頂冷凝器；4）投用塔底再沸器，升溫；5）塔頂受槽建立液位后啟動回流泵建立全回流操作；6）調(diào)整操作至產(chǎn)品質(zhì)量合格。停工步驟：1）降負(fù)荷，停止產(chǎn)品采出，全回流操作；2）降溫；3）退油；4）置換，吹掃；5）蒸塔。8.2注意事項：初開車階段：這時要盡快建立塔平衡：需要調(diào)整的參數(shù)有加熱量，進(jìn)料量，這時一般采用全回流操作，塔壓逐步升高；通過控制加熱量來控制溫升速率，塔壓升

35、高速率；塔頂不合格物料可采回開工槽。塔平衡建立以后，跟蹤分析物料直到產(chǎn)品合格。提料階段：塔平衡建立后，進(jìn)入逐步提高進(jìn)料階段，這時要根據(jù)給定的工藝條件，逐步降低回流量，提高進(jìn)料量時，根據(jù)給定塔底溫度條件，逐步提高加熱量；當(dāng)回流比達(dá)到工藝要求時，穩(wěn)定一段時間，使塔平衡進(jìn)一步穩(wěn)定。以后每次提料時可先少量提高加熱量，再提高進(jìn)料和回流量，直到達(dá)到精餾塔的設(shè)計負(fù)荷；同時隨著進(jìn)料和加熱量的提高，塔壓會相應(yīng)提高。穩(wěn)定運(yùn)行階段：進(jìn)入穩(wěn)定運(yùn)行后，多觀察各控制點的變化，作相應(yīng)的調(diào)整，這是經(jīng)驗的逐步積累了。精餾過程中任一個參數(shù)的變化都可能引起其它工藝參數(shù)的不穩(wěn)定，嚴(yán)重時會破壞整個塔平衡。精餾控制是一個復(fù)雜的系統(tǒng)工程，

36、各項工藝指標(biāo)相輔相成，溫度，壓力，流量都要進(jìn)行控制和調(diào)整。不同的階段調(diào)整的重點也不一樣。八、結(jié)束語 在整個設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻(xiàn)得到數(shù)據(jù)、公式，通過給出的設(shè)計任務(wù)書進(jìn)行計算，這一過程我覺得我個人的自學(xué)能力、合作能力和匯總能力都得到了很大的提高。但在這之中，有三點是設(shè)計過程中比較深刻的。一是查找資料。找資料其實不難，關(guān)鍵是如何去辨別找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后要自己去辨別了。平時老師上課時，講了很多圖啊、數(shù)據(jù)表啊，但是到了要用的時候，就有種似乎沒見過的感覺，甚至不知找哪個表的數(shù)據(jù)才對，就當(dāng)然就需要問同學(xué)，當(dāng)然自己也要回過頭去學(xué)習(xí)以前的知識，這也讓我們溫故知新。二是計算

37、。計算是個很考驗?zāi)托牡氖虑?，計算過程中稍一不小心就會算錯，而且都是到了算到比較后的時候才發(fā)現(xiàn)，這樣就“前功盡棄”，要改好多東西，所以計算過程就是一個很考驗?zāi)托牡氖虑椤Ｆ陂g不能太粗心，做錯了也得認(rèn)真的返回去改過來，爭取下一次不再出錯。三是畫圖。1、我們是自學(xué)CAD制圖的，在制作塔設(shè)備圖時，大家即使看了網(wǎng)上的一些視頻教學(xué)，但是還是不熟練，甚至很多都不會，畫圖的時候也是一個合作過程，同學(xué)間互幫互助，這樣效率才高，也容易找出錯誤的地方以便改正。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、總結(jié)、整理出屬于自己的設(shè)計書。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用. 在此次化工原理設(shè)計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學(xué)好基礎(chǔ)知識的重要性。同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與人合作的重要性。因為通過與同學(xué)或者是老師的交流看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識的不足，從而讓自己少走彎路