甲醇-水精餾塔設(shè)計(jì)報(bào)告

1、化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告一、概述- 3 -1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)- 4 -1.2 技術(shù)來(lái)源- 4 -1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求- 4 -二、計(jì)算過(guò)程- 5 -2. 1 設(shè)計(jì)方案- 5 -2.2 塔型選擇- 5 -2.3工藝流程簡(jiǎn)介- 5 -2.4 操作條件的確定- 6 -2.41 操作壓力- 6 -2.4.2 進(jìn)料狀態(tài)- 6 -2.4.3 熱能利用- 6 -2.5 有關(guān)的工藝計(jì)算- 7 -2.5.1精餾塔的物料衡算- 7 -2.5.2物料衡算- 8 -2.6 塔板數(shù)的確定- 9 -2.6.1 理論板層數(shù)NT的求取- 9 -2.6.2 實(shí)際板層數(shù)的求取- 10 -2.7 精餾塔的工藝條件及有關(guān)

2、物性數(shù)據(jù)的計(jì)算- 10 -2.7.1操作壓力的計(jì)算- 10 -2.7.2操作溫度的計(jì)算(詳見(jiàn)附錄一（1）)- 10 -2.7.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算- 10 -2.7.4 平均密度的計(jì)算- 11 -2.7.5液相平均表面張力的計(jì)算- 12 -2.7.6 液體平均粘度的計(jì)算- 13 -2.8 精餾塔的塔底工藝尺寸計(jì)算- 14 -2.8.1塔徑的計(jì)算- 14 -2.8.2 精餾塔有效高度的計(jì)算- 15 -2.9 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算- 15 -2.9.1溢流裝置的計(jì)算- 15 -2.9.2 塔板布置- 17 -2.10 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算- 18 -2.10.1 塔板壓降- 18 -2.10.2

3、 液面落差- 20 -2.10.3 液沫夾帶- 20 -2.10.4 漏液- 20 -2.10.5 液泛- 20 -2.11 塔板負(fù)荷性能圖- 21 -2.11.1液漏線- 21 -2.11.2液沫夾帶線- 22 -2.11.3液相負(fù)荷下限線- 22 -2.11.4液相負(fù)荷上限線- 23 -2.11.5液泛線- 23 -2.12.熱量衡算- 26 -2.12.1塔底的熱量計(jì)算- 26 -2.12.2熱泵的選型- 28 -2.12.3塔底料液和熱蒸氣預(yù)熱進(jìn)料液- 29 -2.12.4水蒸汽加熱進(jìn)料液- 29 -三、輔助設(shè)備的計(jì)算及選型- 31 -3.1、管徑的選擇- 31 -3.1.1、加料管的

4、管徑- 31 -3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑- 31 -3.1.3回流管管徑- 31 -3.1.4料液排出管徑- 32 -3.2泵的選型- 32 -3.2.1原料液進(jìn)入精餾塔時(shí)的泵的選型- 32 -3.2.2塔頂液體回流所用泵的型號(hào)- 32 -3.3儲(chǔ)罐選擇- 32 -3.3.1原料儲(chǔ)槽- 32 -3.3.2塔底產(chǎn)品儲(chǔ)槽- 33 -3.3.3塔頂產(chǎn)品儲(chǔ)槽- 33 -四、費(fèi)用的計(jì)算344.1設(shè)備費(fèi)用的計(jì)算344.1.1換熱器費(fèi)用的計(jì)算344.1.2、精餾塔的費(fèi)用計(jì)算354.1.3泵的費(fèi)用364.1.4儲(chǔ)槽費(fèi)用364.1.5輸送管道費(fèi)用364.1.6設(shè)備總費(fèi)用374.2操作費(fèi)用的計(jì)算374.2.1

5、、熱蒸汽的費(fèi)用374.2.2、冷卻水的費(fèi)用374.2.3泵所用的電費(fèi)384.2.4總費(fèi)用384.3總費(fèi)用38設(shè)計(jì)心得39主要符號(hào)說(shuō)明40參 考 文 獻(xiàn)43一、概述塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1 設(shè)計(jì)依據(jù)本設(shè)計(jì)依據(jù)于教科書(shū)的設(shè)計(jì)實(shí)例，對(duì)所提出的題目進(jìn)行分析并做出 論計(jì)算1.2 技術(shù)來(lái)源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。1.3 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：甲醇水溶液，

6、10t/h 甲醇含量：41%+0.003X(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，設(shè)計(jì)要求：塔頂甲醇的含量98%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底甲醇的含量2%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))（注釋?zhuān)篨為學(xué)號(hào)的后兩位）設(shè)計(jì)條件如下：操作壓力 4KPa(塔頂表壓)進(jìn)料熱狀況 自選回流比 自選單板壓降 0.7KPa全塔效率 ET=52%二、計(jì)算過(guò)程2. 1 設(shè)計(jì)方案本課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是分離甲醇水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2 塔型選擇根

7、據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日360天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為10t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，金屬消耗量小，制造及安裝方便，塔板具有良好的流體力學(xué)與傳質(zhì)性能。2.3工藝流程簡(jiǎn)介連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜（或再沸器），冷凝器，冷卻器，原料預(yù)熱器及貯槽等原料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至規(guī)定溫度后，由塔中部加入塔內(nèi)蒸餾釜（或再沸器）的溶液受熱后部分汽化，產(chǎn)生的蒸汽自塔底經(jīng)過(guò)各層塔上升，與板上回流液接觸進(jìn)行傳質(zhì)，從而使上升蒸汽中易揮發(fā)組分的含量逐漸提高，至塔頂引出后進(jìn)入冷凝器中冷凝成液體，冷凝

8、的液體一部分作為塔頂產(chǎn)品，另一部分由塔頂引入塔內(nèi)作為回流液，蒸餾釜中排出的液體為塔底的產(chǎn)品。原料預(yù)熱器精 餾 塔冷凝器貯槽冷卻器貯槽再沸器殘液貯槽2.4 操作條件的確定2.41 操作壓力其中塔頂壓力： P（進(jìn)）=101.3+4=105.3kPa進(jìn)料口的壓力： P(進(jìn))=105.3+0.7*N(精)塔底壓力: P(釜)=105.3+0.7*Ne2.4.2 進(jìn)料狀態(tài) 雖然進(jìn)料方式有多種，但是泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取泡點(diǎn)進(jìn)料。2.

9、4.3 熱能利用精餾過(guò)程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進(jìn)入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，這是在正常情況下。塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，若在冷凝器和再沸器之間加一個(gè)熱泵，把塔頂中的產(chǎn)品加壓，加到與再沸器一樣的壓強(qiáng)，這就可以，利用甲醇的冷凝熱用在再沸器中。另外，還可以將熱量加料處。2.5 有關(guān)的工藝 (1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率由于精餾過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。甲醇的摩爾質(zhì)量 M甲醇=32.04Kg/Kmol 水的摩爾質(zhì)量 M水=18.02 Kg/Kmol原料液的摩爾組成： (2) 原料液的平均摩爾質(zhì)量原

10、料液的平均摩爾質(zhì)量：2.5.2物料衡算 原料處理量 F=10000/22.42=446.2484Kmol/h 總物料衡算 F=D+W= 446.2484Kmol/h 甲醇的物料衡算 446.2484*0.3140=0.9478D+0.0113W聯(lián)立解得 由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)。2.6 塔板數(shù)的確定2.6.1 理論板層數(shù)NT的求取甲醇水屬非理想體系，但可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù)。查得甲醇水體系的相對(duì)揮發(fā)度=4.454（詳見(jiàn)附錄一（1）求最小回流比采用泡點(diǎn)進(jìn)料則有氣液平衡方程求得 故最小回流比為 可取操作回流比R=1.1Rmin=0.853315742（詳見(jiàn)附錄一（2）塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量

11、、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算 L=RD V=(R+1) D L=L+F V=V 求操作線方程 精餾段操作線方程為:提餾段操作線方程為: 汽液平衡方程 逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) 總理論板層數(shù)（括再沸器） 進(jìn)料板位置 2.6.2 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=6/0.52=11.5412 提餾段實(shí)際層數(shù) N提=8/0.52=15.38162.7 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.7.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力每層板的壓降 P=0.7kpa進(jìn)料板壓力 塔底壓力 精餾段平均壓力 Pm=（105.3+113.37）/2=109.338kpa提餾段平均壓力 Pw=（113.37+124.

12、2）/2=118.788kpa 2.7.2操作溫度的計(jì)算(詳見(jiàn)附錄一（1）)由內(nèi)插法求得塔頂溫度td=66.3788進(jìn)料處溫度tf =77.8466塔釜溫度tw =99.2611精餾段平均溫度 tm=（66.3788+77.8466）/2=72.1266提餾段平均溫度 tm=（77.8466+99.2611）/2=88.55382.7.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XD=Y1=0.9478 由平衡曲線得：X1=0.8031Mvdm =0.9478*32.04+(1-0.94780)*18.02=31.3081kg/kmolMldm =0.8031*32.04+(1-0.8031)

13、*18.02=29.2794kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)算得：yf=0.6623 xf=0.3057Mvfm=0.6623*32.04+(1-0.6623)*18.02=27.3054kg/kmolMldm=0.3057*32.04+(1-0.3057)*18.02=22.3059kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)算得：yw=0.0446 xw=0.0108Mvwm=0.0446*32.04+(1-0.0446) *18.02=18.6762kg/kmolMlwm=0.0108*32.04+(1-0.0108)*18.02=18.1720 kg/kmol精餾段平均摩

14、爾質(zhì)量：Mvm=(31.308+27.305)/2=29.3067kg/kmolMlm=(31.308+22.3056)/2=26.807kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：Mvm = (27.305+18.2727)/2=22.7888kg/kmolMlm = (18.078+22.3057)/2=20.1916 kg/ kmol2.7.4 平均密度的計(jì)算氣相平均密度的計(jì)算有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段 Pvm= = =1.1163kg/提餾段 Pvm=0.90019 kg/液相平均密度方程計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/lm=i/i塔頂液相平均密度的計(jì)算：由Td=66.3788，查手冊(cè)得

15、A=745.8970kg/ B=980.1396kg/=0.9699ldm= = 755.3519kg/ 進(jìn)料液相平均密度的計(jì)算 由Tf= 77.8466，查手冊(cè)得 A= 735.9381kg/ B= 972.7341 kg/A=0.4391lm= =852.318kg/塔底液相平均密度的計(jì)算由T w=99.2611，查手冊(cè)得 A=716.6650kg/ B=959.7469 kg/ A=0.0072756 lwm= = =957.3843 kg/ 精餾段的平均密度 lm=（755.3159+852.3184）/2=803.8172 kg/ 提餾段的平均密度 lm=（852.3184+957.

16、3843）/2=904.8513kg/2.7.5液相平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算lm=xii塔頂平均液相表面張力的計(jì)算由Td=66.3788，查手冊(cè)得=15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.9478+0.0522 =0.9478*15.0259+0.0522*64.9880= 17.6329mN/m 進(jìn)料平均液相表面張力的計(jì)算由Tf=77.8466，查手冊(cè)得=14.1507mN/m =62.9661mN/mlfm=0.3057+0.6943 =0.3057*14.1507+0.6943*62.966=48.0441 mN/m 塔底平均液相表面張力的計(jì)算

17、由Td=99.2611，查手冊(cè)得 =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.0041+0.9959 =0.0041*12.3591+0.9959*58.9404=58.7492 mN/m精餾段平均液相表面張力lm=（17.6329+48.0441）/2=32.8385mN/m提餾段平均液相表面張力lm=（48.0441+58.7492）/2=53.3966 mN/m2.7.6 液體平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即Lglm=xilgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由Td=66.3788，查手冊(cè)得=0.3199mPa·s =42.8805mPa·s lgl

18、dm=0.9478+0.0522 =0.9478*100.3199+0.0522*1042.8805ldm=0.4130 mPa·s 進(jìn)料液相平均粘度的計(jì)算由Tf=77.8466，查手冊(cè)得=0.2828mPa·s =36.7181 mPa·s lglfm= 0.3057+0.6943 =0.3057 *100.2828+0.6943*1036.7181lfm=8.2960 mPa·s 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由Td=99.2611，查手冊(cè)得 =0.2294mPa·s =28.6216 mPa·s lglwm=0.0041+0.9959

19、 =0.0041*100.2320+0.9959*100.2902lwm=28.0601 mPa·s 精餾段液相平均粘度lm =（0.4130+8.2960）/2=4.3545mPa·s 提餾段液相平均粘度lm =（8.2960+28.0601）/2=18.1781 mPa·s 2.8 精餾塔的塔底工藝尺寸計(jì)算2.8.1塔徑的計(jì)算精餾段氣液相體積流率為Vs=1.9497/sLs=0.0011/s取板間距Ht=0.40m，板上液層高度hl=0.06m，則Ht-hl=0.40-0.06=0.34m C20=0.0675（為便于計(jì)算，C20=exp(-4.531+1.6

20、562H+5.5496H2-6.4695H3)+(-0.474675+0.079H-1.39H2+1.3213H3) Lv+(-0.07291+0.088307H-0.49123H2+0.49136H3) (Lv)2）H板間無(wú)液空間 H=HT-Hl mLv=L/V*(l/v)0.5Lv參數(shù)V氣相流量，m3/sL液相流量，m3/sl，v氣，液相密度，Kg/m3C=C20=0.0675=0.0745max=0.0745=1.9987m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.7max=0.7*1.9987=1.3991m/sD= =1.3324m按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整后為 D=1.4m塔截面積為At=/4

21、=*1.4*1.4/4=1.5386實(shí)際空塔氣速為=1.9497/1.5386=1.2672m/s2.8.2 精餾塔有效高度的計(jì)算為了便于篩板塔的檢修，塔壁上應(yīng)開(kāi)若干人孔。開(kāi)設(shè)人孔的位置為：塔頂空間、塔底空間各開(kāi)一個(gè)，其他人孔的位置則根據(jù)下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗時(shí)，每隔68塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；物料臟物，需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔34塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔。設(shè)計(jì)時(shí)定位每8塊板開(kāi)一孔，則：孔數(shù)S=實(shí)際塔板/8=27/84在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m實(shí)際塔高可按公式計(jì)算：H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HTH=(N-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+1

22、.4=（27-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+1.4=14.5式中：H塔高（不包括封頭和裙座高），mHd塔高孔間高，mHb塔底空間高，mHT板間距，mN實(shí)際塔板數(shù)（不包括再沸器）Hf進(jìn)料孔處板間距，mS手孔或人孔數(shù)（不包括塔頂、塔底空間所開(kāi)入孔）HT 開(kāi)設(shè)手孔、人孔處板間距，m其中，Hd一般取1.21.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，減少出場(chǎng)氣體中液滴的夾帶量。塔底空間Hb具有中間儲(chǔ)槽的作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留時(shí)間。因此，Hb可按殘液量和塔徑進(jìn)行計(jì)算，也可取經(jīng)驗(yàn)值。常取Hb=1.32m。進(jìn)料孔處板間距決定于進(jìn)料孔的結(jié)構(gòu)形式及進(jìn)料狀況。為減少

23、液沫夾帶，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 1.4m。開(kāi)設(shè)手孔、人孔處塔板間距HT，視手孔、人孔大小而定，一般取HT 600mm。2.9 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.9.1溢流裝置的計(jì)算因塔徑D=1.4m，可選用單溢流工形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)lw取 lw=0.6D=0.6*1.4=0.840m溢流堰高度hw由 hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算，即how=E近似取E=1，則how=*1* =0.0082m取板上清液層高度 hl=60mm故 hw=0.060-0082=0.0518m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lw/D=0.6Af/At=0.05

24、5 Wd/D=0.097故 Af=0.055At=0.055*1.5386=0.0846Wd=0.097D=0.097*1.4=0.1358m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即=3600AfHt/Lh= =30.7636s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度你hoho= 取 u=0.08m/s則 ho= =0.01637mhw-ho=0.0518-0.01637=0.0335 m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度hw=50mm2.9.2 塔板布置塔板的分布因D800mm，故塔板采用分塊式。查表（查化工原理及課程設(shè)計(jì)p154表83）得，塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取Wa=Ws

25、=0.08m，Wc=0.06m開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)Aa按下式計(jì)算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-0.2158=0.4842m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.6400m故 Aa=2（0.4842）=1.1082篩孔計(jì)算及其排列所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用=3.5mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5.0mm。篩孔按正三角形排列，取孔中間距t為 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm篩孔數(shù)目n為n= =5689個(gè)開(kāi)孔率為=0.907 =0.907=10.08%氣體通過(guò)閥空的氣速為m/S2.10 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算2.10.1 塔板壓降干板阻力計(jì)算干板阻力下式計(jì)

26、算，即=由/=5/3.5=1.4286查圖得，=0.800故 = =0.0337m液柱氣體通過(guò)液層的阻力h1計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力h1由式計(jì)算，即m/s查圖（化工原理及課程設(shè)計(jì) 151頁(yè)圖814）得=0.55故 液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由式計(jì)算，即=液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即=0.0337+0.0342+0.0033=0.0713m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為2.10.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。2.10.3 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即=0.0375g液/kg氣0.1kg液/kg氣故在

27、本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。2.10.4 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即 實(shí)際空速=17.4577m/s>1穩(wěn)定系數(shù)為 K=/=17.4577/9.4790=1.8417>1.5故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。2.10.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式的關(guān)系，即甲醇水物系屬一般物系，取=0.5，則=0.5（0.40+0.0518）=0.2259m而 板上不設(shè)進(jìn)口堰，可有下式計(jì)算，即=0.0713+0.06+0.001=0.1323m液柱故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.11 塔板負(fù)荷性能圖2.11.1液漏線 由 得: =4.4*0.8*0.1008*1.1

28、082 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) 值，以上式計(jì)算出 值，計(jì)算結(jié)果列于下表：由上表數(shù)據(jù)即可作出液漏線1Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s1.04881.07881.11631.14681.17331.2119由上表數(shù)據(jù)即可作出液漏2.11.2液沫夾帶線 以 為限，求關(guān)系如下:由 故 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) 值，以上式計(jì)算出 值，計(jì)算結(jié)果列于下表;Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s2.75742.63732.48312.35372.23822.0652 由上表

29、數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.11.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)磚。由式5-7得：取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)德?tīng)柎怪币合嘭?fù)荷下限線3.2.11.4液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由式59得據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)德?tīng)柎怪币合嘭?fù)荷下限線4.2.11.5液泛線令 由 ；聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 =0.5*0.4+(0.5-0.55-1)*0.0515=0.146；=2.84*10-3*1.0*(1+0.55)*(3600/0.84)2/3=1.161將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理得：2.12.熱量衡算本設(shè)計(jì)采用直接壓縮

30、式熱泵回收塔頂蒸氣熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。若熱泵無(wú)法提供足夠的熱量，則可以先用熱蒸汽加熱使苯蒸氣升高適當(dāng)溫度后，再用熱泵進(jìn)行升溫，以此來(lái)滿足塔底再沸需要的熱量。苯蒸氣經(jīng)過(guò)再沸器后再經(jīng)過(guò)減壓閥作用后降至塔頂溫度，一部分回流，其余的為塔頂產(chǎn)品，冷卻后輸入到儲(chǔ)液槽；塔底產(chǎn)品預(yù)熱進(jìn)料液后輸入儲(chǔ)液槽。2.12.1塔底的熱量計(jì)算甲醇蒸氣經(jīng)過(guò)熱泵后溫度變?yōu)閠i，（忽略甲苯的影響）Q頂= r氣* m苯 r氣為ti時(shí)甲苯的汽化熱（1）塔底再沸器所需熱量由塔底溫度Tw=99.2611假設(shè)再沸器為為一塊塔板，內(nèi)插法求得溫度為：（詳見(jiàn)熱量衡算）T沸 =105.487查表得：水 = 2241.8676kJ/kgQ

31、底= r水* mv+ C水*M水*t水= r水 *V*Mr水+ C水*M水*t水=2241.8676 *18.02 *267.3519+4.224*18.02*267.3519*（105.487-99.2611） =1.093*107kJ/h（2）熱交換器內(nèi)的熱交換 設(shè)甲醇蒸氣經(jīng)熱泵作用后溫度為ti， 則：水再沸需要的熱量=甲醇液化放出的熱量+甲醇降溫放出的熱量設(shè)甲醇流出換熱器時(shí)的溫度為to=105.487則:甲醇降低的溫度t甲醇=ti-to甲醇降溫放出的熱量為: Q甲醇=C甲醇 *M甲醇*t甲醇（C甲醇為溫度0.5（ti+to）時(shí)的比熱容）則：交換器內(nèi)的熱量衡算為：Q底= Q頂+ Q甲醇ti

32、為比塔底餾出液高2055的溫度，此處用時(shí)差法進(jìn)行計(jì)算。將ti和C甲醇帶入熱量衡算得：ti=154.261換熱面積的計(jì)算 =KAt 取換熱系數(shù)K=2837W/( m*K) t=20.67t=得A=40.96m取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長(zhǎng)度6000mm，管子根數(shù)94，A=43.5 m型號(hào)為BEM400-6/25-2(3)再沸器內(nèi)的熱量衡算再沸器內(nèi)加熱塔釜所需熱量Q=1.0091*107KJ/h-8.6207*106=2.2895*106熱蒸汽進(jìn)入換熱器的溫度分別為151.65，101.84C水蒸氣=2.26KJ/（Kg）換熱系數(shù)K取3954W/(m2K),t=換熱面積A=10.

33、61m2取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長(zhǎng)度1500mm，管子根數(shù)98，A=10.8m型號(hào)為BEM400- -1（3）減壓閥甲醇經(jīng)過(guò)減壓閥后變?yōu)闅庖夯旌衔?，溫度?5.6674甲醇由105.487降到66.3788其溫差為39.1082 平均溫度為85.9329此時(shí)的C甲醇=3.3255kJ/(kg*k) M甲醇=8565.96kg/h其放出的熱量Q=C甲醇* M甲醇*t =3.3255*8565.96*39.1082 =1.114*106 kJ/h65.3788時(shí)苯的汽化熱為r甲醇=35.12KJ/mol，則甲醇?xì)饣馁|(zhì)量為Q/r甲醇=1016.43kg/h， 在管程中通入冷卻

34、水是這部分氣體液化，冷卻水進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20、50Q=C水*qm水*t水 C水=4.174kJ/(kg*)計(jì)算得：qm水=8896.77kg/h取總傳熱系數(shù)K=1395W/（m*K）由Q=KA計(jì)算得A=7.70m取換熱管mm（固定管板式換熱器）換熱器型號(hào)：BEM325-2/25-22.12.2熱泵的選型由上知熱泵需使甲醇蒸氣升高154.261-66.3788=87.88平均溫度為0.5*（154.261+66.3788）=110.32查得比熱容為C甲醇=3.6681kJ/（kg*k）熱泵對(duì)苯做的有用功為 W=C苯* 32.04*V甲醇*t甲醇 =3.6681*32.04*266.391

35、*87.88 =2.761*106 kJ/h選壓縮式熱泵的制熱系數(shù)為0.6，其熱負(fù)荷為2.761*106kJ/h，（見(jiàn)附表），功率P=2.761*106/3600/0.6=1278.41kw2.12.3塔底料液和熱蒸氣預(yù)熱進(jìn)料液 設(shè)塔底料液進(jìn)出換熱器的溫度分別為99.2611、25，其溫度差為74.2611，平均溫度為62.1306C水=4.178kJ/(kg*k) W=312.8594kmol/hM水=W* Mr水=312.9584*18.02=5637.7264kg/hQ水= C水* M水*t =4.178*5637.7264*74.2611 =1.749*106kJ/h設(shè)原料液進(jìn)出換熱器

36、的溫度分別為20、65.5其溫度差為45.5，平均溫度為42.75此溫度下C水=4.174kJ/(kg*k) C甲醇 =2.7325 kJ/(kg*k)C混=x* C甲醇+（1- x）*C水 =0.449*2.7325+（1-0.449）*4.174 =3.5268kJ/(kg*k)M混=10000kg/hQ吸= C混*M混*t混 =3.5268*10000*45.5=1.6047*106 kJ/hQ水Q水=KAt K=2500 w/(m2*k)，t=A=12.91m取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱器管長(zhǎng)3000mm、根數(shù)57、面積A=13.0 m型號(hào)為BEM325- -12.12

37、.4水蒸汽加熱進(jìn)料液原料液由65.5升到77.8466其溫度差為12.3466、平均溫度為71.6733此時(shí)C水 =4.1808kJ/(kg*k) C甲醇=3.1683 kJ/(kg*k)C混= x* C甲醇+（1- x）*C水 =0.449*3.1683+（1-0.449）*4.1808 =3.7262 kJ/(kg*k)Q吸= C混*M混*t混 =3.7262*10000*12.3466=4.60*10 kJ/h熱蒸氣同上進(jìn)出換熱器的溫度分別為151.645、101.84Q吸=C蒸氣* q*t 得q=4309.1831t=K取1163W/(m*K)計(jì)算得：A=2.08 m取換熱管mm（固定

38、管板式換熱器）查表得：換熱器管長(zhǎng)為3000mm、根數(shù)11、面積A=2.5 m換熱器型號(hào)為：BEM159-1三、輔助設(shè)備的計(jì)算及選型3.1、管徑的選擇3.1.1、加料管的管徑管路的流量：F=10000 在進(jìn)口溫度與出口溫度范圍內(nèi)，料液的密度變化不大，在77.8466時(shí) ，進(jìn)料密度為： f =849.9424kg/m3取管流速，= 0.0408m圓整后，外徑45mm, 3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑蒸汽用量：取氣速，圓整后，外徑 =9mm3.1.3回流管管徑回流管的摩爾流量為：平均摩爾量： 該溫度下的密度： 取流速圓整后，外徑D=76mm =3mm3.1.4料液排出管徑 排液量 W=312.8594

39、kmol/h*18.1727kg/kmol=5685.29kg/h取=0.4 m/s液相密度953.5997圓整后，外徑83mm，3.2泵的選型3.2.1原料液進(jìn)入精餾塔時(shí)的泵的選型加料板位置第23塊距地面高度為：=(14-1-2)*0.40+0.6*2+1.3=8.1m考慮到流體阻力等其他因素影響，故可取H=10m進(jìn)入精餾塔的料液流率為：則離心泵得功率=0.0033*10*853.2294*9.807=272.42w故泵的型號(hào)為：4B15 功率為：4KW3.2.2塔頂液體回流所用泵的型號(hào)泵的揚(yáng)程最小為h=14.920m-1.2m=13.72m考慮其他因素的影響，可取揚(yáng)程H=20mVf=0.0

40、037m3/s求得功率=544.83w故泵的型號(hào)為：2B31A 功率為2.54KW3.3儲(chǔ)罐選擇3.3.1原料儲(chǔ)槽原料的質(zhì)量流量：F=10000Kg/h料液的各組分混和密度：= 849.942kg/m3體積流率： m3/h取一天的進(jìn)料量為儲(chǔ)罐的體積：V0=11.7655*24/0.8=282.37m3圓整后：V0=285m3 (0.8為儲(chǔ)罐的儲(chǔ)料系數(shù))3.3.2塔底產(chǎn)品儲(chǔ)槽餾出液的質(zhì)量流量：W=312.8594kmol/h*18.1720kg/kmol=5685.2926kg/h料液的各組分混和密度：957.3843產(chǎn)品流率：V =5865.2926/957.3843=5.9384 m3/h取

41、一天的產(chǎn)量為儲(chǔ)罐的體積：/0.8=5.9384×24/0.8=142.5206m圓整后，V0=145m3 (0.8為儲(chǔ)罐的儲(chǔ)料系數(shù))3.3.3塔頂產(chǎn)品儲(chǔ)槽產(chǎn)品質(zhì)量流量D=144.2560kmol/h*31.3082kg/kmol=4516.39kg/h塔頂料液密度為：755.3159產(chǎn)品流率：V =4516.39/755.3159=5.9795m3/h取一天的產(chǎn)量為儲(chǔ)罐的體積：=25,7497×24/0.8=143.5073m圓整后，V0=145 41四、費(fèi)用的計(jì)算4.1設(shè)備費(fèi)用的計(jì)算4.1.1換熱器費(fèi)用的計(jì)算塔底換熱器換熱管外徑25mm，取換熱管中心距S=32mm殼體內(nèi)徑

42、=32*（7-1）+25+2*10 =237mm殼體厚度 取=0.9MPa,=110 Mpa，=0.85，則 由C=C1+C2=0.8+2=2.8mm =1.15+2.8=3.95mm 則鋼板名義厚度=5mm 換熱器管程所用鋼材體積V1=dL*n*1 計(jì)算得V1=3.14*22.5*10*1.5*98*2.5*10=0.026m 其質(zhì)量為m1=V1=7850kg/ m*0.026m=203.82kg 其費(fèi)用為F1=7500元/噸*203.82kg/1000=1528.62元 換熱器殼程所用鋼材體積V2=dL* 計(jì)算得V2=3.14*（237+5）*10*1.5*5*10=0.0057m 其質(zhì)量

43、為m2=V2=7850kg/ m*0.0057m=44.74kg 其費(fèi)用為F2=4580元/噸*44.74kg/1000=204.9元； 塔底換熱器的材料費(fèi)為1528.62+204.9=1733.52元；同理得：塔底再沸器的材料費(fèi)6684.52元； 冷凝器需要的材料費(fèi)為2559.37元； 塔底產(chǎn)品預(yù)熱原料液的換熱器材料費(fèi)為2187.99元；水蒸氣預(yù)熱原料液的換熱器材料費(fèi)為元752.96則全部換熱器的總費(fèi)用為：F=2*（6684.52+1733.52+2559.37+2187.99+752.96）/10=2559.37元/年4.1.2、精餾塔的費(fèi)用計(jì)算 精餾塔設(shè)備制造費(fèi)可按文獻(xiàn)【】介紹的方法估算

44、，其計(jì)算公式為：其中：以上各式中：材料費(fèi)；輔助材料費(fèi)；制造工人工資；機(jī)械、工具使用費(fèi)；內(nèi)裝物費(fèi)用；經(jīng)費(fèi)；塔壁質(zhì)量kg；塔的總質(zhì)量 kg；原材料質(zhì)量 kg；封頭質(zhì)量kg；鋼板市場(chǎng)價(jià)格，元/t；封頭價(jià)格，元/個(gè)；D塔體內(nèi)徑，m；L塔體長(zhǎng)度；t塔壁厚度m；鋼板密度，t/m3；工人日酬，d制造工日； N塔板層數(shù)。若不考慮制造工人工資、機(jī)械工具使用費(fèi)、經(jīng)費(fèi)、設(shè)備安裝費(fèi)，則設(shè)備制造費(fèi)為：設(shè)備費(fèi)可估算為： 詳細(xì)計(jì)算見(jiàn)附錄三，可得精餾塔設(shè)備費(fèi)用為16196.577元4.1.3泵的費(fèi)用 查得離心泵平均費(fèi)用為3000元/個(gè)，熱泵4000元/個(gè)則其總費(fèi)用為：（2*3000+4000）/10=1000元/年4.1.4

45、儲(chǔ)槽費(fèi)用（1）進(jìn)料儲(chǔ)槽 定其高度為h=6.7m，長(zhǎng)度為L(zhǎng)=13m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=282.30m2（2）所用鋼材的質(zhì)量為m1=*S*Z=7850*282.30*0.02=44321.68kg（3）塔底產(chǎn)品儲(chǔ)槽定其高度為h=5.2m，長(zhǎng)度為L(zhǎng)=10.4m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用鋼材的質(zhì)量為m2=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.49kg（4）塔頂產(chǎn)品儲(chǔ)槽定其高度為h=5.2m，長(zhǎng)度為L(zhǎng)=10.4m，厚度為z=0.02m則其表面積為：S

46、=3.14hL+4*3.14*（h/2）2=175.12m2所用鋼材的質(zhì)量為m3=*S*Z=7850*175.12*0.02=27493.79kg（5）儲(chǔ)槽總費(fèi)用總質(zhì)量為：m=m1+m2+m3=44321.68kg+27493.49kg+28850.42205kg=100665.59kg 總費(fèi)用為：4580元/噸*10065.59kg*2/1000=922096.8元?jiǎng)t年平均費(fèi)用為：922096.8 /10=92209.68元/年4.1.5輸送管道費(fèi)用（1）進(jìn)料處管徑為：外徑45mm, 管長(zhǎng)L=24m質(zhì)量為m1=*S*=7850*3.14*(45-3.5)/1000*24*0.0035 =85

47、.93kg（2）塔頂蒸氣管管徑為：外徑 管長(zhǎng)為L(zhǎng)=23.35m質(zhì)量為m2=*S*=7850*3.14*(377-9)/1000*23.35*0.008 =2069.51kg（3）回流管管徑為：外徑D=76mm =3mm 管長(zhǎng)為L(zhǎng)=25m質(zhì)量為m3=*S*=7850*3.14*(76-3)/1000*25*0.004 =134.95kg（4）塔底料液排出管管徑為：外徑83mm， 管長(zhǎng)為L(zhǎng)=15m質(zhì)量為m4=*S*=7850*3.14*(83-3.5)/1000*15*0.0035 =102.88kg（5）管路總費(fèi)用總質(zhì)量為：m=m1+m2+m3+m4 =85.93kg+2069.51kg+134

48、.95kg+102.88kg =2393.27kg總費(fèi)用為：6250元/噸*2393.27kg*2/1000=29915.8597元?jiǎng)t年平均費(fèi)用為：29915.8597/10=2991.5860元/年4.1.6設(shè)備總費(fèi)用總費(fèi)用=換熱器+精餾塔+儲(chǔ)槽+泵+管道=2559.37+16196.58+92209.68+10000+2991.5860 =123957.22元/年4.2操作費(fèi)用的計(jì)算4.2.1、熱蒸汽的費(fèi)用再沸器內(nèi)蒸汽流量qm2=20269.03Kg/h預(yù)熱進(jìn)料液蒸汽流量qm3=5637.7264kg/h；蒸氣總用量q=25906.75656kg/h；水蒸氣的價(jià)格為184元/噸，則年用蒸汽

49、的費(fèi)用為J1=q*24*365*184/1000=41757546.5元4.2.2、冷卻水的費(fèi)用 冷卻水的用量qm水=8896.77kg/h冷卻水的價(jià)格為3元/噸，則年用冷卻水的費(fèi)用為J2=qm水*24*365*3/1000=233807.2元4.2.3泵所用的電費(fèi)（1）熱泵所用的電費(fèi)f1f1=1261.67KW*24h*365天*0.8264元/度=9254735.0元/年（2）離心泵所用的費(fèi)用f2=（2.54+4）KW*24h*365天*0.8264元/度=47344.8元/年4.2.4總費(fèi)用總費(fèi)用為J1+J2+f1+f2=51246088.7元/年4.3總費(fèi)用總費(fèi)用=操作費(fèi)用+設(shè)備費(fèi)用=512460