化工原理課程設(shè)計(jì)-甲苯與乙苯

華北電力大學(xué)?化工原理課程設(shè)計(jì)〉〉報(bào)告題目：萬噸/年甲苯-乙苯別離過程篩板精儲(chǔ)

裝置設(shè)計(jì)年級(jí)：09級(jí)專業(yè)：應(yīng)用化學(xué)設(shè)計(jì)者姓名：設(shè)計(jì)單位：可再生能源學(xué)院指導(dǎo)老師：覃吳一設(shè)計(jì)時(shí)間：2022年7月6日目錄第一章概述在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護(hù)等工業(yè)部門,塔設(shè)備是一種重要的單元操作設(shè)備.具作用實(shí)現(xiàn)氣一液相或液一液相之間的充分接觸,從而到達(dá)相際問進(jìn)行傳質(zhì)及傳熱的過程.它廣泛用于蒸儲(chǔ)、吸收、萃取、等單元操作,隨著石油、化工的迅速開展,塔設(shè)備的合理造型設(shè)計(jì)將越來越受到關(guān)注和重視.塔設(shè)備有板式塔和填料塔兩種形式,下面我們就板式塔中的篩板塔展開表達(dá).篩板塔是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備,是1932年提出的,當(dāng)時(shí)主要用于釀造.它的主要優(yōu)點(diǎn)有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單,易于加工,造價(jià)約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80%左右.(2)處理水平大,比同塔徑的泡罩塔可增加10?15%.(3)塔板效率高,比泡罩塔高15%左右.(4)壓降較低,每板壓力比泡罩塔約低30%左右.篩板塔的缺點(diǎn)是：(1)塔板安裝的水平度要求較高,否那么氣液接觸不勻.(2)操作彈性較小(約2?3).(3)小孔篩板容易堵塞.但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性,對(duì)易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板,故近年我國對(duì)篩板的應(yīng)用日益增多,所以在本設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)該種塔型.精儲(chǔ)是化工別離中經(jīng)常遇到的環(huán)節(jié).本設(shè)計(jì)是采用篩板塔對(duì)組成結(jié)構(gòu)和性質(zhì)相似的甲苯和乙苯進(jìn)行精微別離.本文詳細(xì)的介紹了甲苯和乙苯篩板精儲(chǔ)別離的設(shè)計(jì)過程,畫出了工藝流程圖和精儲(chǔ)塔主要設(shè)備圖形象直觀的展現(xiàn)了設(shè)計(jì)的結(jié)果.第二章設(shè)計(jì)方案確實(shí)定及流程說明操作條件確實(shí)定精儲(chǔ)操作可在常壓、減壓和加壓下進(jìn)行.塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題,而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān).根據(jù)所處理的物料性質(zhì),兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮.壓力增加可提升塔的處理水平,但會(huì)增加塔身的壁厚,導(dǎo)致設(shè)備費(fèi)用增加；壓力增加,組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低,回流比或塔高增加,導(dǎo)致操作費(fèi)用或設(shè)備費(fèi)用增加.因此如果在常壓下操作時(shí),塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進(jìn)行冷卻,一般不采用加壓操作.本設(shè)計(jì)采用常壓蒸儲(chǔ),塔頂壓力為.進(jìn)料熱狀態(tài)以進(jìn)料熱狀況參數(shù)q表達(dá).進(jìn)料狀態(tài)有5種,可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q值來表示.進(jìn)料為過冷液體：q>1;飽和液體(泡點(diǎn))：q=1;氣、液混合物：0Vq<1;飽和蒸氣(露點(diǎn))：q=0;過熱蒸氣：q<0oq值增加,冷凝器負(fù)荷降低而再沸器負(fù)荷增加,由此而導(dǎo)致的操作費(fèi)用的變化與塔頂出料量D和進(jìn)料量F的比值D/F有關(guān)；對(duì)于低溫精儲(chǔ),不管D/F值如何,采用較高的q值為經(jīng)濟(jì)；對(duì)于高溫精儲(chǔ),當(dāng)D/F值大時(shí)宜采用較小的q值,當(dāng)D/F值小時(shí)宜采用q值較大的氣液混合物.本設(shè)計(jì)中已制定為冷進(jìn)料.蒸儲(chǔ)一般采用間接蒸汽加熱,設(shè)置再沸器,但對(duì)塔底產(chǎn)物根本是水,且在低濃度時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度較大的體系,也可采用直接蒸汽加熱.直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱以節(jié)省操作費(fèi)用,并省掉間接加熱設(shè)備.但由于直接蒸汽的參加,對(duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用,在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下,釜液濃度相應(yīng)降低,故需在提留段增加塔板以到達(dá)生產(chǎn)要求.對(duì)于本設(shè)計(jì)采用間接加熱方式.影響精儲(chǔ)操作費(fèi)用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量Vo對(duì)于一定的生產(chǎn)水平,即儲(chǔ)出量D一定時(shí),V的大小取決于回流比.實(shí)際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間.由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù),還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量,以及塔板、塔徑、蒸儲(chǔ)釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇,因此,適宜回流比的選擇是一個(gè)很重要的問題.適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定,即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)之和為最低時(shí)的回流比為適宜回流比.(1)先求出最小回流比Rmin,取操作回流比為最小回流比的?2倍,即R=(?2)Rmin；(2)在一定的范圍內(nèi),選5種以上不同的回流比,計(jì)算出對(duì)應(yīng)的理論塔板數(shù),作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線.當(dāng)R=Rmin時(shí),塔板數(shù)為0°；R>Rmin后,塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大,塔板數(shù)雖然可以減少,但減少速率變得緩慢.因此可在斜線局部區(qū)域選擇一適宜回流比.確定設(shè)計(jì)方案的原那么確定設(shè)計(jì)方案總的原那么是在可能的條件下,盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就,使生產(chǎn)到達(dá)技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求,符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、平安、低消耗的原那么.為此,必須具體考慮如下幾點(diǎn)：(1)滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備,首先必須保證產(chǎn)品到達(dá)任務(wù)規(guī)定的要求,而且質(zhì)量要穩(wěn)定,這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定,入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定,從而需要采取相應(yīng)的舉措.其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性,各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié),必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整.因此,在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門,在管路中安裝備用支線.計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí),也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng).再其次,要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì),流量計(jì)等)及其裝置的位置,以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常,從而幫助找出不正常的原因,以便采取相應(yīng)舉措.(2)滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗,減少設(shè)備及基建費(fèi)用.如前所述在蒸儲(chǔ)過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱,就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水,也能減少電能消耗.又如冷卻水出口溫度的上下,一方面影響到冷卻水用量,另方面也影響到所需傳熱面積的大小,即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響.同樣,回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響.降低生產(chǎn)本錢是各部門的經(jīng)常性任務(wù),因此在設(shè)計(jì)時(shí),是否合理利用熱能,采用哪種加熱方式,以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得適宜等,均要作全面考慮,力求總費(fèi)用盡可能低一些.而且,應(yīng)結(jié)合具體條件,選擇最正確方案.例如,在缺水地區(qū),冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充分、價(jià)廉地區(qū),冷卻水出口溫度就可選低一些,以節(jié)省傳熱面積.〔3〕保證平安生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料,不能讓其蒸汽彌漫車間,也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備.又如,塔是指定在常壓下操作的,塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空,都會(huì)使塔受到破壞,因而需要平安裝置.以上三項(xiàng)原那么在生產(chǎn)中都是同樣重要的.但在化工原理課程設(shè)計(jì)中,對(duì)第一個(gè)原那么應(yīng)作較多的考慮,對(duì)第二個(gè)原那么只作定性的考慮,而對(duì)第三個(gè)原那么只要求作一般的考慮.精微過程工藝流程圖精儲(chǔ)裝置有精儲(chǔ)塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備.熱量自塔釜輸入,物料在塔內(nèi)經(jīng)屢次局部氣化與局部冷凝進(jìn)行精微分離,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走.在此過程中,熱能利用率很低,為此,在確定流程時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用,注意節(jié)能.另外,為保持塔的操作穩(wěn)定性,流程中除用泵直接送入塔原料外,也可采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響.塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況決定采用分凝器或全凝器.一般塔頂分凝器對(duì)上升蒸汽雖有一定增濃作用,但在石油等工業(yè)中獲取液相產(chǎn)品時(shí)往往采用全凝器,以便于準(zhǔn)確地確定回流比.假設(shè)后繼裝置使用氣態(tài)物料,那么宜用分凝器.本設(shè)計(jì)采用全凝氣.甲苯一乙苯混合液原料到指定溫度后送入精儲(chǔ)塔進(jìn)料板,在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體集合后,逐板溢流,最后流入塔底.在每層板上,回流液體與上升蒸汽互相接觸,進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程.操作時(shí),連續(xù)的從再沸器取出局部液體作為塔底產(chǎn)品,局部液體氣化,產(chǎn)生上升蒸汽,一次通過各層塔板.塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝,并將局部冷凝液用泵送回塔頂作為回流液,其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品,經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽.塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱.塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽.〔流程圖見附錄〕第三章精微塔的工藝計(jì)算物料衡算表3—1原始液：甲苯和乙苯的混合物原料液處理量28000t/y(1y=300d*24h/d)原料液〔含甲苯〕50%〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)〕原料液溫度40c

塔頂產(chǎn)品(含甲醇)98%(摩爾分?jǐn)?shù))塔底殘液(含甲醇)5%(摩爾分?jǐn)?shù))回流比R=表3—2甲苯的物理性質(zhì)分子質(zhì)量：沸點(diǎn)：C溫度(C)密度(kg/m3)汽化熱(KJ)比熱容(Kg/(mol.C)黏度外表張力110120130140表3—2乙苯的物理性質(zhì)分子質(zhì)量：沸點(diǎn)：C溫度(C)密度(kg/m3)汽化熱(KJ)比熱容(Kg/(mol.C)黏度外表張力110120130140(1)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料組成：XF=儲(chǔ)出液組成：Xd=釜出液組成：XW(2)進(jìn)料量F=h總物料衡算DWF(3-1)易揮發(fā)組分物料衡算FxfDxdWxw(3-2)以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品,那么回收率為DxdDxdWxw100%(3-3)式中F、D、W——分別為原料液、儲(chǔ)出液和釜?dú)堃毫髁?kmol/h；xF、xD、xW——分別為原料液、儲(chǔ)出液和釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率.由(3-1)和(3-2)式得:

DF生/W(3-4)xDxWWFxDxF(3-5)xDxW(1)播出液流量D=h(2)釜?dú)堃毫髁縒=h(在本設(shè)計(jì)中給定為q=)精微段操作線和提儲(chǔ)段操作線的交點(diǎn)的軌跡是一條直線,描述該直線的方程稱為q線方程或進(jìn)料方程.式中：q——進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)；由于各操作階段的甲醇和乙醇的質(zhì)量百分含量已確定,所以根據(jù)甲醇和乙醇的質(zhì)量百分含量,利用表中數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法求得各組分的溫度.表3-3塔溫溫度相對(duì)揮發(fā)度塔頂甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)：C進(jìn)料甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)：=C塔底甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)：=C塔板數(shù)確實(shí)定圖3-1如圖3-1所示xq=;yq=由此可以求出最小回流比Rmin:平衡線方程平衡線方程：y-1x(1)x最小回流比可按ae線的斜率:迎…(3-6)Rmin1xD(A)xq故Rmin=R==Rx-1精福段操作線萬程：yn1xn—D-yn10.7213xn0.2732(3-7)R1R1提儲(chǔ)段操作線方程：yn1RDFxn―—―xW1.2177xn0.0109(3-8)(R1)D(R1)D

x(1)=x(2)=x(3)=x(4)=x(5)=x(6)=x(7)=x(8)=y(1)=y(2)=y(3)=y(4)=y(5)=y(6)=y(7)=y(8)=x(9)=<x(q)=,y(9)=故第9塊板進(jìn)料,下面改用提儲(chǔ)段方程:平衡線平衡線方程可寫為：yn11.9841xn10.9841xnx(10)=,y(10)=x(11)=,y(11)=x(12)=,y(12)=x(13)=,y(13)=x(14)=,y(14)=x(15)=,y(15)=x(16)=,y(16)=x(17)=,y(17)=所以,理論塔板數(shù)為NT=17塊(含再沸器).其中9塊精儲(chǔ)段理論板,提儲(chǔ)段理論板,第9塊板為進(jìn)料板.用奧康奈爾法對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：由于y1=xD=,x1=(塔頂?shù)谝粔K板)y=,x=(加料板)yw=,xw=(塔釜)根據(jù)公式：lgLmxilgi得:d0.2395mPas,f0.2328mPas,w0.2224mPas塔頂和塔釜的算術(shù)平均化L0.2395.23280.22240.2316Pas3由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：求解實(shí)際塔板數(shù)N=N^」27Et0.5928第四章塔體主要工藝尺寸確實(shí)定塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)1.查的有關(guān)甲苯和乙苯的安托因方程:甲苯：A=B=C=lg(Ps/kPa)(T/K)C10.00353J78」1得：PA510乙苯:s一lg(p/kPa)(T/K)C1554510.16984得：P^10T/c222.65將p,PL帶入PsXAPeSxbP進(jìn)行試差,求塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力和溫度:塔頂：Pi=+=l02kP@XaX10.9611,試差得t,二C進(jìn)料板位置：9精儲(chǔ)段實(shí)際板層數(shù):N精8/%=,取13塊板;每層塔板壓降：P0.7kPa進(jìn)料板壓力：PF=+13=,'-=.二二試差得-=提儲(chǔ)段實(shí)際板層數(shù):N提8/%二,取13塊板;塔釜壓力：Pw+27=塔釜：xAxW0.05,PW120.2kPa,試差得:tW138.60求得精儲(chǔ)段及提儲(chǔ)段的平均壓力及溫度:精儲(chǔ)段：tmL111.0121.53116.27C提儲(chǔ)段：tt1m2tF22138.60121.53130.07C2.平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算:塔頂：MvDm0.980092(10.9800)10692.28kg/kmol進(jìn)料板：MvFm0.724792(10.7247)10695.85kg/kmol塔釜：MVWm0.093392(10.0933)106104.69kg/kmol精微段平均摩爾質(zhì)量:Mvm提儲(chǔ)段平均摩爾質(zhì)量:MvmMVDmMVFm2MVFmMVWm292.2895.85295.85104.69表4-1平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算94.07kg/kmol100.27kg/kmolPMRTPMRT汽相平均密度計(jì)算:液相平均密度計(jì)算：-Wi塔頂kmol精福段平均摩爾質(zhì)量kmolkmolkmol進(jìn)料板kmol提福段平均摩爾質(zhì)量kmolkmolkmol塔釜kg/kmolkg/kmol3.平均密度的計(jì)算Vm精儲(chǔ)段汽相平均密度:提儲(chǔ)段汽相平均密度:塔頂:77779.2700kg/m3779.5165kg/m3自：LDm10.95540.0446779.270078自：LDm10.95540.0446779.2700784.84003779.5165k3m3進(jìn)料板:A768.3935kg/m3,B774.7312kg/m3自：LFm1WaWb10.5000768.3935,3----771.5490kg/m0.5000774.73塔釜:=EPb自：LFm1WaWb1,3———757.7472kg/m0.04310.9569750.2980758.0860精福段液相平均密度:779.5165771.5490LFm提福段液相平均密度:2771.5490757.7472775.5328kg/m3塔頂m3塔釜m3LFm2表4—2液相平均密度的計(jì)算_.3764.6481kg/m3m3m3m3進(jìn)料板精福段液相平均密度m3m3提福段液相平均密度mm4.液體平均外表張力計(jì)算液體平均外表張力按下式計(jì)算：LmXi塔頂：t1=C^=m,%=m得：LDmXiA(1%)b二二：=m進(jìn)料板：t2=℃,查手冊(cè)：A=m,B=m得：LFmXFA(1xF)B17.8642mN/m塔釜：tW138.5959C,查附錄：A=m,B=m得：LWm=XFA(1Xf)B=m精儲(chǔ)段液體外表平均張力：Lm=3—皿=m2提儲(chǔ)段液體外表平均張力：Lm3Tqm表4—3液體平均外表張力計(jì)算塔頂c塔釜cmm

mmmm進(jìn)料板c精福段液體表囿平均張力mmm提福段液體表囿平均張力m17.8642mN/m5.液體平均黏度計(jì)算:液體平均黏度按下式計(jì)算：lgLmXilg塔頂：t1=Ca=mPa5,b='E得：LDm10Xilgi0.2446mPas進(jìn)料板：tF=C,查附錄：A=S,B=mPaxi1gi二行：LFm10="塔釜塔釜：tw=C,查附錄:a=mPa,b=三xilgi得：LWm10精儲(chǔ)段液體精儲(chǔ)段液體平均黏度:LmmPa-1提儲(chǔ)段液體平均黏度:'_SLm一表4—4液體平均黏度計(jì)算塔頂c塔釜C■smPa3■s■SmPa3進(jìn)料板c精福段液■s

■s體平均黏度mPas提福段液體平均黏度■S■s6.氣液相體積流率計(jì)算VMVmVs=s3600Vm精福段汽相體積精福段汽相體積流率:液相體積流率：_二LMLm=s3600Lm提儲(chǔ)段汽相體積流率:Vs=m3/s液相體積流率：Ls羲m3/s塔徑確實(shí)定,需求Umax=CLm_Vm塔徑確實(shí)定,需求Umax=CLm_Vm,C由下式計(jì)算:Vm2點(diǎn).2取板間距HT0.55m,板上清液層高度10.05m“3/m/s“3/m/s“3m/s“3m/s7.塔徑確實(shí)定HHThl0.550.050.5m(1)精儲(chǔ)段塔徑確實(shí)定為了便于為了便于在計(jì)算機(jī)上運(yùn)算,C20和H的關(guān)系可以用下述回歸式表示:C20exp[(4.5311.6562H5.5496H26.4695H3)23(0.4746750.079H1.39H1.3213H)________2____32_(0.07290.088307H0.49123H20.43196H3)(lnLv)2]式中：H——板間無液空間,HHthL,m；Ht板間距,m；hL清液層圖度,mLv91).5：VV式中：Lv——參數(shù)；V氣相流量,m3/s;L液相流量,m3/s;v、l——?dú)?、液相密?kg/m3.得：C20=,c=umax-s取平安系數(shù)為,那么空塔氣速為：u=那么精儲(chǔ)塔塔徑D=產(chǎn)=0,7460m(2)提福段塔徑確實(shí)定：提儲(chǔ)段塔徑確定同精微段,即D=(3)目前,塔的直徑已標(biāo)準(zhǔn)化.所求得的塔徑必須圓整到標(biāo)準(zhǔn)值.塔徑在1米以下者,標(biāo)準(zhǔn)化先按100mm曾值變化；塔徑在1米以上者,按200mm曾值變化,即1000mm1200mm1400mm1600mm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后,D=1m塔截面積：A7D20.7854m2精儲(chǔ)段實(shí)際空塔氣速為：u乂0.9454m/sA(提儲(chǔ)段實(shí)際空塔氣速為：u,q1.0952m/sAt精儲(chǔ)段高度的計(jì)算：Z精(N精-1)0.45(13-1)0.455.4m提儲(chǔ)段高度的計(jì)算：Z提(N提-1)0.45(13-1)0.455.4m

每隔7層塔板開一人孔,人孔高度為：人孔直徑為人孔數(shù)：Np3塔頂空間高度：取Hd1.5Ht0,8250m塔底空間高度：取Hb1.5m；封頭高度：取Hi=;裙座高度：取H23m；塔高：H塔高(NNp1)HtNpHpHdHbHiH(2731)0,530.450.82501.50,5317m.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算因塔徑D=1m,可選用單溢流弓形降液管1.堰長lW單溢流：lW(0.6~0.8)D,取|W0.710.7m2,溢流堰高度修由于h1hwhow選用平直堰,堰上液層高度how可用Francis計(jì)算:精福段：Il0.001836006.48m3/h圖4-1液體收縮系數(shù)計(jì)算圖Iw2.5Iw2.56.480.72.515.8,0.710.7精福段：由上圖查的：E=,那么how=取板上清液高度hl,故hw提福段：lh0.0039m3/h查的e=,那么h°w=取板上清液層高度hl=,故hw.降液管高度和截面積由于lW/D0.7,查以下圖〔弓形降液管參數(shù)圖〕得：—fWdatD2所以Af0.0668m,Wd0.1450m弓形液降管參數(shù)圖依下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間：精福段：20.3985s3~5s提福段：9.4147s3~5s故降液管設(shè)計(jì)合理..降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計(jì)算：h0L—36001wUo精儲(chǔ)段：uo=s提儲(chǔ)段：u00.2m/s故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.塔板布置.塔板的分塊由于D=1000mm,塔板類型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種.一般,塔徑從300?900mm時(shí)采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在800mm以上時(shí),人已能在塔內(nèi)進(jìn)行拆裝操作,無須將塔板整塊裝入.并且,整塊式塔板在大塔中剛性也不好,結(jié)構(gòu)顯得復(fù)雜,故采用分塊式塔板；塔徑在800?900mm之間,設(shè)計(jì)時(shí)可按便于制造、安裝的具體情況選定.故塔板采用分塊式,查表得,塔板分為3塊.表4—6塔板分塊數(shù)塔徑/mm800?12001400?16001800?2000塔板分塊數(shù)345.邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：W=,邊緣區(qū)寬度：W=.開孔區(qū)面積計(jì)算2開孔區(qū)面積按下式計(jì)算：A2(xr2x2—sin1-)180r-D1_其中x萬(WdWS)-(0.14500.07)0.2850m2故Aa2[0.285.(0.4620.2852)3.140.46sin10285]0.3674m21800.46.板式塔計(jì)算及其排列1)篩孔數(shù)n:取篩空白^孔徑d.為5mm,正三角形排列,一般碳的板厚為3mm,取t/d.3,故孔中央距t3.0515.0mm.3篩孔數(shù)：n1158210Aa1891；t2〕開孔率：A0八/o10.08/o〔在5—15也圍內(nèi)〕A那么每層板上的開孔面積A0為A0Aa0.0370m2精福段：氣體通過篩孔的氣速為u0Vs20.0517m/sA提福段：VTOC\o"1-5"\h\z氣體通過篩孔的氣速為u—23.2303m/s0A0流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮.〔hlhpcl1〕干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c：依/do3/50.6,查?1〕干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨菴00.75精播：由式hc0.051(%)2(上)0.145mCoL0.22m提留:有式h'0.051(u^)0.22mcC0l2)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l:精福段；氣相動(dòng)能因子：由0與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)提福段:氣相能動(dòng)因子：TOC\o"1-5"\h\z,'''由.與F關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)0=,依式10hL0a013)克服液體外表張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精福段：故h.0.1450.0290.00190.1759mp那么單板壓強(qiáng)：PphpLg1.3379103Papp提福段：故hp0.220.0280.00190.2499m故可忽略液面對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流故可忽略液面落差的影響.精福段：提福段：故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶.精福段：由式uow4.4C0(0.00560.13hLh)L/v5.2825m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K93.7595>1.5uow提福段：(篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K'仁1.6641>1.5uow故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液O為預(yù)防降液管液泛的發(fā)生,應(yīng)使降液管中清液層高度Hd(Hthw)精福段：ls2hd0.153(—)lwhoHd二取0.5,那么(Hthw)0,2936m提福段：Hd=故Hd<(Hthw)在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛.根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算,可認(rèn)為精儲(chǔ)段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的.第五章精微設(shè)備的附屬設(shè)備精儲(chǔ)裝置的主要附屬設(shè)備包括蒸氣冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、塔底再沸器、原料預(yù)熱器、直接蒸汽鼓管、物料輸送管及泵等.前四種設(shè)備本質(zhì)上屬換熱器,并多采用列管式換熱器,管線和泵屬輸送裝置.下面簡要介紹.回流冷凝器按冷凝器與塔的位置,可分為：整體式、自流式和強(qiáng)制循環(huán)式.(1)整體式如圖5-1(a)和(b)所示.將冷凝器與精儲(chǔ)塔作成一體.這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小,蒸汽分布均勻,缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜,不便維修,當(dāng)需用閥門、流量計(jì)來調(diào)節(jié)時(shí),需較大位差,須增大塔頂板與冷凝器間距離,導(dǎo)致塔體過高.該型式常用于減壓精微或傳熱面較小場合.圖5-1冷凝器的型式(2)自流式如圖5-1(C)所示.將冷凝器裝在塔頂附近的臺(tái)架上,靠改變臺(tái)架的高度來獲得回流和采出所需的位差.(3)強(qiáng)制循環(huán)式如圖5-1(D)、(e)所示.當(dāng)冷凝器換熱面過大時(shí),裝在塔頂附近對(duì)造價(jià)和維修都是不利的,故將冷凝器裝在離塔頂較遠(yuǎn)的低處,用泵向塔提供回流液.需指出的是,在一般情況下,冷凝器采用臥式,由于臥式的冷凝液膜較薄,故對(duì)流傳熱系數(shù)較大,且臥式便于安裝和維修.本設(shè)計(jì)采用強(qiáng)制循環(huán)式.管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型管殼式換熱器的設(shè)計(jì)與選型的核心是計(jì)算換熱器的傳熱面積,進(jìn)而確定換熱器的其它尺寸或選擇換熱器的型號(hào).(1)管程流動(dòng)阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得.對(duì)于多程換熱器,其阻力2Api等于各程直管阻力、回彎阻力及進(jìn)、出口阻力之和.一般情況下進(jìn)、出口阻力可忽略不計(jì),故管程總阻力的計(jì)算式為：Pi(P1P2)FtNsNp(5-1)式中AP1、AP2——分別為直管及回彎管中因摩擦阻力引起的壓強(qiáng)降,Pa；Ft結(jié)垢校正因數(shù),對(duì)①25mmX的管子?。粚?duì)①19mmx2mm的管子?。籒P——管程數(shù)；Ns——串聯(lián)的殼程數(shù).上式中直管壓強(qiáng)降A(chǔ)P1可按第一章中介紹的公式計(jì)算；回彎管的壓強(qiáng)降A(chǔ)P2由下面的經(jīng)驗(yàn)公式估算,即

PP23(5-2)(2)殼程流動(dòng)阻力殼程流動(dòng)阻力的計(jì)算公式很多,在此介紹埃索法計(jì)算殼程壓強(qiáng)降A(chǔ)P0的公式,即(5-3)P0(PlP2)(5-3)式中API———流體橫過管束的壓強(qiáng)降,Pa；AP2———流體通過折流板缺口的壓強(qiáng)降,Pa；FS——?dú)こ虊簭?qiáng)降的結(jié)垢校正因數(shù)；液體可取,氣體可取.PiP2PiP2Ffonc(NB1)

Nb(3.52h)2u02u0(5-4)式中F——管子排列方法對(duì)壓強(qiáng)降的校正因數(shù),對(duì)正三角形排列F=,對(duì)轉(zhuǎn)角三角形為,正方形為；f0——?dú)こ塘黧w的摩擦系數(shù)；Nc——橫過管束中央^線的管子數(shù)；Nc值可由下式估算：(5-5)管子按正三角形排列：nc1(5-5)管子按正方形排列：入表19n(5-6)式中n——換熱器總管數(shù).NB——折流擋板數(shù)；h——折流擋板間距；u0按殼程流通截面積A0計(jì)算的流速,m/s,而A0=h(D-ncd0).(1)計(jì)算并初選設(shè)備規(guī)格a.確定流體在換熱器中的流動(dòng)途徑b.根據(jù)傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)荷Qc.確定流體在換熱器兩端的溫度,選擇列管換熱器的形式；計(jì)算定性溫度,并確定在定性溫度下的流體物性.d.計(jì)算平均溫度差,并根據(jù)溫度差校正系數(shù)不應(yīng)小于的原那么,決定殼程數(shù).e.依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值范圍,或按生產(chǎn)實(shí)際情況,選擇總傳熱系數(shù)Kf.由總傳熱速率方程Q=KSAtm,初步計(jì)算出傳熱面積S,并確定換熱器的根本尺寸(如DL、n及管子在管板上的排列等),或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格.(2)計(jì)算管程、殼程壓強(qiáng)降根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格,計(jì)算管程、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降.檢查計(jì)算結(jié)果

是否合理或滿足工藝要求.假設(shè)壓降不符合要求,要調(diào)整流速,在確定管程數(shù)或折流板間距,或選擇另一規(guī)格的換熱器,重新計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止.(3)核算總傳熱系數(shù)計(jì)算管程、殼程對(duì)流傳熱系數(shù),確定污垢熱阻Rsi和Rso,在計(jì)算總傳熱系數(shù)K',比擬K的初設(shè)值和計(jì)算值,假設(shè)K'/K=?,那么初選的換熱器適宜.否那么需另設(shè)K值,重復(fù)以上計(jì)算步驟.再沸器精儲(chǔ)塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器.(1)釜式式再沸器如圖5-2(a)和(b)所示.(a)是臥式再沸器,殼方為釜液沸騰,管內(nèi)可以加熱蒸汽.塔底液體進(jìn)入底液池中,再進(jìn)入再沸器的管際空間被加熱而局部汽化.蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面,局部液體那么通過再沸器內(nèi)的垂直擋板,作為塔底產(chǎn)物被引出.液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留8?10分鐘,以別離液體中的氣泡.為減少霧沫夾帶,再沸器上方應(yīng)有一別離空間,對(duì)于小設(shè)備,管束上方至少有300mm高的別離空間,對(duì)于大設(shè)備,取再沸器殼徑為管束直徑的?倍.(b)是夾套式再沸器,液面上方必須留有蒸發(fā)空間,一般液面維持在容積的70%左右.夾套式再沸器,常用于傳熱面較小或間歇精播中.(2)熱虹吸式再沸器如圖5-2(c)、(D)、(e)所示.它是依靠釜內(nèi)局部汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度,由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)從塔底流入再沸器,因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器.這種型式再沸器汽化率不大于40%,否那么傳熱不良.(3)強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖5-2中(f)所示.對(duì)于高粘度液體和熱敏性氣體,宜用泵強(qiáng)制循環(huán)式再沸器,因流速大、停留時(shí)間短,便于限制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量.原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多,可按傳熱原理計(jì)算.圖5-2再沸器的型式各接管直徑由流體速度及其流量,按連續(xù)性方程決定,即:4VVS——流體體積流量,m3/s；u流體流速,m/s；d管子直徑,m.(1)塔頂蒸氣出口管徑DV蒸氣出口管中的允許氣速UV應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降,其值可參照表5-1表5-1蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力操作壓力(絕壓)常壓1400?6000Pa>6000Pa蒸汽速度/m/s12?2030?5050?70(2)回流液管徑DR冷凝器安裝在塔頂時(shí),冷凝液靠重力回流,一般流速為?S,速度太大,那么冷凝器的高度也相應(yīng)增加.用泵回流時(shí),速度可取?So(3)進(jìn)料管徑dF料液由高位槽進(jìn)塔時(shí),料液流速取?s.由泵輸送時(shí),流速取為?m/So(4)釜液排除管徑dW釜液流出的速度一般取?So(5)飽和水蒸氣管飽和水蒸氣壓力在295kPa(表壓)以下時(shí),蒸氣在管中流速取為20?40m/s；表壓在785kPa以下時(shí),流速取為40?60m/s；表壓在2950kPa以上時(shí),流速取為80m/So加熱蒸氣豉泡管加熱蒸氣鼓泡管(又叫蒸氣噴出器)假設(shè)精儲(chǔ)塔采用直接蒸氣加熱時(shí),在塔釜中要裝開孔的蒸氣鼓泡管.使加熱蒸氣能均勻分布與釜液中.其結(jié)構(gòu)為一環(huán)式蒸氣管,管子上適當(dāng)?shù)拈_一些小孔.當(dāng)小孔直徑小時(shí),汽泡分布的更均勻.但太小不僅增加阻力損失,而且容易堵塞.其孔直徑一般為5?10mm,孔距為孔徑的5?10倍.小孔總面積為鼓泡管橫截面積的?倍,管內(nèi)蒸氣速度為20?25m/s.力口熱蒸氣管距釜中液面的高度至少在以上,以保證蒸氣與溶液有足夠的接觸時(shí)間.離心泵的選擇離心泵的選擇,一般可按以下的方法與步驟進(jìn)行：(1)確定輸送系統(tǒng)的流量與壓頭液體的輸送量一般為生產(chǎn)任務(wù)所規(guī)定,如果流量在一定范圍內(nèi)波動(dòng),選泵時(shí)應(yīng)按最大流量考慮.根據(jù)輸送系統(tǒng)管路的安排,用柏努利方程計(jì)算在最大流量下管路所需的壓頭.(2)選擇泵的類型與型號(hào)首先應(yīng)根據(jù)輸送液體的性質(zhì)和操作條件確定泵的類型,然后按已確定的流量Qe和壓頭He從泵的樣本或產(chǎn)品目錄中選出適宜的型號(hào).顯然,選出的泵所提供的流量和壓頭不見得與管路要求的流量Qe和壓頭He完全相符,且考慮到操作條件的變化和備有一定的裕量,所選泵的流量和壓頭可稍大一點(diǎn),但在該條件下對(duì)應(yīng)泵的效率應(yīng)比擬高,即點(diǎn)(Qe、He)坐標(biāo)位置應(yīng)靠在泵的高效率范圍所對(duì)應(yīng)的H-Q曲線下方.另外,泵的型號(hào)選出后,應(yīng)列出該泵的各種性能參數(shù).QHN,kW(3)核算泵的軸功率假設(shè)輸送液體的密度大于水的密度時(shí),可按102核算泵的軸功率.第六章心得總結(jié)在這次課程設(shè)計(jì)中,我們團(tuán)隊(duì)四人,充分發(fā)揮了團(tuán)隊(duì)合作水平.向社負(fù)責(zé)編寫matlab程序,我們的大局部數(shù)據(jù)是通過matlab程序計(jì)算得到,提升了計(jì)算效率,同時(shí),其他組員也學(xué)習(xí)了matlab的使用方法；陳旭嬌負(fù)責(zé)大局部的繪圖,李婉茹負(fù)責(zé)局部計(jì)算和文字編輯,潘文輝負(fù)責(zé)查找資料和有關(guān)數(shù)值確實(shí)定.這其中,我們相互幫助,原本我們的團(tuán)隊(duì)中只有兩人會(huì)用CAD繪圖,現(xiàn)在我們相互學(xué)習(xí),都已經(jīng)熟練的掌握了該軟件的用法.同時(shí),在這次課程設(shè)計(jì)中我們也遇到了很多問題,很多經(jīng)驗(yàn)公式不能熟練的應(yīng)用,在集體討論和多方查找文獻(xiàn)得到結(jié)論,其中想必也出現(xiàn)了一些錯(cuò)誤,但是我們從始至終都堅(jiān)持每一個(gè)數(shù)據(jù)的正確性,盡量預(yù)防類似用錯(cuò)經(jīng)驗(yàn)公式這類錯(cuò)誤.感謝團(tuán)隊(duì)中的每一個(gè)成員的努力,才讓我們順利按時(shí)完成了這次的課程設(shè)計(jì).感謝老師在這次課程設(shè)計(jì)中所給我們的指導(dǎo)和建議.第七章附錄附錄一：matlab程序Matlab程序程序1:用于物料守恒局部計(jì)算和q、q線方程的計(jì)算%料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)的計(jì)算symsINPUTMAMBnfAnfBxfAxfBxfFDWxdxwINPUT=*10A7/(300*24);MA=92;MB=106;nfA=INPUT*MA;nfB=INPUT*MB;F=nfA+nfB;xfA=nfA/(nfA+nfB);xfB=nfB/(nfA+nfB);xf=xfA;%原料組成xd=;%溜出液成分xw=;%釜液成分%物料恒算F=D+WF*xf=D*xd+W*xwD=F*(xf-xw)/(xd-xw);W=F*(xd-xf)/(xd-xw);symsCACBrArBCprqtTCA=*92;CB=*106;rA=*10A3;rB=*10A3;t=;T=;Cp=CA*xfA+CB*xfB;r=rA*xfA+rB*xfB;%q線方程yq=(a*xq)/(1+(a-1)*xq)q=1+(Cp/r)*(T-t);sprintf('%f,q)sprintf('yq=%f*xq+%f,(q/(q-1)),-xf/(q-1))程序2:用于計(jì)算理論塔板數(shù)和塔板效率、精儲(chǔ)段及提儲(chǔ)段方程%說明a與xq、yq根據(jù)excel畫圖計(jì)算xq=;yq=;a=;Rmin=-(xd-yq)/(xq-yq);R=*Rmin;%精儲(chǔ)段V1=R*D+D;L1=R*D;%提儲(chǔ)段V2=0;L2=0;V2=V1-(1-q)*F;L2=L1+q*F;%操作線方程%y(i+1)=(L1/V1)*x(i)+(xd*D/V1);%精儲(chǔ)段sprintf('y(n+1)=%f*x(n)+(%f)',L1/V1,D*xd/V1)%提儲(chǔ)段%y(i+1)=((L2)/(V2))*x(i)-((W*xw)/(V2));sprintf('y(n+1)=%f*x(n)+(%f)',L2/V2,-(W*xw)/V2)%精儲(chǔ)塔塔板數(shù)計(jì)算i=1;n=0;m=0;y(1)=xd;x(1)=y(1)/(a-(a-1)*y(1));whilex(i)>xqy(i+1)=(L1/V1)*x(i)+(xd*D/V1);i=i+1;x(i)=y(i)/(a-(a-1)*y(i));end;n=i;whilex(i)>xwy(i+1)=(L2/V2)*x(i)-((W*xw)/V2);i=i+1;x(i)=y(i)/(a-(a-1)*y(i));end;m=i;fori=1:msprintf('x(%d)=%f,y(%d)=%f,i,x(i),i,y(i))endn%加料m%總塔板數(shù)sprintf('y=%f*x/(1+%f*x)',a,a-1)t(1)=;t(2)=;t(3)二;uA(1)=0;uB(1)=0;j=1;u(1)=0;l=0;X(1)=x(1);X(2)=x(n);X(3)=x(m);forj=1:3uA(j)=*10A(-5)*t(j)A*t(j)+;uB(j)=*10A(-5)*t(j)A*t(j)+;u(j)=10A(X(j)*log10(uA(j))+(1-X(j))*log10(uB(j)));l=l+u(j);endl=l/3;ET=*(a*l)A;%總塔效率程序3:用于計(jì)算塔徑%本程序用于算塔徑%開頭的參數(shù)用excel計(jì)算得到Vs1=;Vs2=;Ls1=;Ls2=;pv1=;pv2=;pl1=;pl2=;b1=;b2=;u1=;u2=;HT=;hl=;%板上清液層高度%精儲(chǔ)段塔徑計(jì)算H=HT-hl;%板間無液空間Lv1=(Ls1/Vs1)*((pl1/pv1)A;C10=exp(+*H+*HA*HA3)++**HA2+*HA3)*log(Lv1)++**HA2+*HA3)*((log(Lv1))A2));C1=C10*((b1/A;%負(fù)荷系數(shù)vmax1=C1*(((pl1-pv1)/pv1)A);v1=*vmax1;D1=(4*Vs1/((pi*v1)A));Lv2=(Ls2/Vs2)*(pl2/pv2)A;C20=exp(+*H+*HA*HA3)++**HA2+*HA3)*log(Lv2)++**HA2+*HA3)*((log(Lv2))A2));C2=C20*(b2/A;vmax2=C2*(((pl2-pv2)/pv2)A);v2=*vmax2;D2=(4*Vs2/((pi*v2)A));%補(bǔ)充計(jì)算后結(jié)果：故塔徑Dr=1m;程序4:用于計(jì)算塔高%本程序用于算塔高%塔徑取整Dr=1;N=27;N1=13;N2=13;AT=(pi*DrA2)/4;%塔截面積%實(shí)際空塔氣速v=Vs1/AT;%精微段vj=Vs2/AT;%提儲(chǔ)段%塔高計(jì)算Z1=(N1-1)*HT;%精微段Z2=(N2-1)*HT;%提儲(chǔ)段np=3;%人孔按七層取一孔Hp=;%人孔處板間距Hd=*HT;%塔頂空間高度Hb=;%塔底空間高度H1=;%封頭高度H2=3;%裙座高度Ht=(N-np-1-1)*Hp+np*Hp+Hd+Hb+H1+H2;%總塔高程序5:用于計(jì)算精儲(chǔ)塔板結(jié)構(gòu)尺寸%本程序用于算溢流裝置尺寸%溢流裝置的計(jì)算：單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤lw=*Dr;%溢流堰長%精儲(chǔ)段溢流堰,選用平直堰%lw/Dr=;Ls1/(lwA=;可查得E1E1=;how1=1000)*E1*((Ls1*3600/lw)A(2/3));%how1為堰上液層高度hw1=hl-how1;%溢流堰出口堰高%提儲(chǔ)段溢流堰%lw/D=;Ls2/(lwA=可查得E2E2=;how2=1000)*E2*((Ls2*3600/lw)A(2/3));hw2=hl-how2;%溢流堰