萬噸苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)精餾塔設(shè)計(jì)說明化工設(shè)計(jì)

萬噸苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)精餾塔設(shè)計(jì)說明化工設(shè)計(jì)PAGEPAGE2化工原理課程設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)說明書 2.772 /—甲連續(xù)精餾裝置工藝姓班名級(jí)_________應(yīng)化學(xué)號(hào)_________完日期 2013-7-9指導(dǎo)教師 梁伯行(10):2.520(/)-:1500×200)Kg/h(每7200);30.50,進(jìn)料組成:30.40(質(zhì)分率),塔底產(chǎn)品含0.01(質(zhì)分率);塔頂產(chǎn)品中含0.98(質(zhì)分率)。加熱介質(zhì)為過熱水蒸汽(溫度冷卻介質(zhì)2545℃的循環(huán)清水。三錄主要內(nèi)容要求1.標(biāo)準(zhǔn)封面；錄頁，頁主要內(nèi)容規(guī)定流概述，物料平衡，塔操作確定，4）(宜流/小流1.35塔數(shù)進(jìn)料，塔主要，塔塔頂進(jìn)料三進(jìn)料塔參數(shù)塔參數(shù)塔(A3熱衡算指標(biāo)1) 5000/(平方米塔壁3000/(平方米 F1型浮閥重閥)塔)),4000/(平方米傳熱面積),料液輸送 3，冷卻水16/，熱載體柴油)160/,備使限 15。五參考指導(dǎo)；夏清編()()2002；；煉油手冊(cè)浮閥塔分冊(cè)。目錄前言 .、設(shè)計(jì)方案的確定 6.處理量確定 6.設(shè)計(jì)題目 63概述 .4設(shè)計(jì)方案 6塔設(shè)備的工業(yè)要求 6工藝流程如下： 6流程的說明 6三、精餾塔設(shè)計(jì) 7.工藝條件的確定 7苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 7溫度的條件： 8.精餾塔物料恒算 8摩爾分?jǐn)?shù) 8原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平摩爾量 8質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其果表 8.塔板數(shù)計(jì)算 9（1）.理論板層數(shù)N 的確定 9T（2）實(shí)際板層數(shù)的求取 11四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 11112.113.12質(zhì):12進(jìn)料板、液混合物：12精餾段、混合物質(zhì)1212.密度1相密由理想體狀態(tài)方程計(jì)算，即122液相密1213.液相表面張力6液體粘13五、精餾的體工藝尺寸計(jì)算141141最大空速和空速142徑152精餾總有效高的計(jì)算15151.151)溢流堰長(zhǎng)l：15w2)h 15W3)WdA 16f(4)h 16o172.、體力學(xué)驗(yàn)算 1818計(jì)算壓降干阻力計(jì)算 18上充層阻力h 191克服表張力所造成阻力h1909淹塔氣體通過壓相當(dāng)柱h 0059mp

19體通過壓頭損失.19上層20霧沫夾帶 20(1)霧沫夾帶 20八、負(fù)荷性能圖 21霧沫夾帶線 21泛線 22相負(fù)荷上限線 232324、塔板性能圖 24十、塔附件及總高度的計(jì)算 24DD

24

25Fw塔底空間H 25Fw

25122512塔壁厚計(jì)算 25塔總高度 25十一、熱平衡確定熱換器 25塔頂全凝器以1秒鐘計(jì)算) 25全凝器的傳熱面積A 26全凝器清水的用量 26塔底再沸器QB以1秒鐘來算) 26再沸器的傳熱面積A 27再沸器的柴油的用量 27原料預(yù)熱器 271來算) 27塔底產(chǎn)品能給的熱量及其換熱面27(128(1)28、設(shè)備費(fèi)用計(jì)2828.體費(fèi)用29.板費(fèi)用29.總換費(fèi)用29.總設(shè)備費(fèi)用29.固定資折舊后年花費(fèi)用29.主要操作年費(fèi)用計(jì)算29.用量費(fèi)用29.料液輸送費(fèi)29.總操作費(fèi)用29.設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的總費(fèi)用29.銀行利息后的總成本課程設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)313134一、前言化工原理課程設(shè)計(jì)是理論系實(shí)際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，要求我們能夠綜合運(yùn)用化工原理上下冊(cè)的基本知識(shí)，進(jìn)行融匯貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到化工單元操作為主的化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過課程設(shè)計(jì)，我.:1500+10*200=3500Kg/h,3500*7200=2.772萬/年. 2.772/—甲連續(xù)精餾裝置藝.概述塔備煉油化石油化等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用氣液傳質(zhì)備。根據(jù)塔氣液接觸部件結(jié)構(gòu)式板式塔塔板式塔液塔板液塔板應(yīng)用液塔板板塔板等。塔廣泛用精餾等塔板裝氣塔板液接觸根據(jù)氣塔生產(chǎn)塔板氣液，塔造價(jià)低塔板結(jié)構(gòu)塔簡(jiǎn).盤式條式等種國(guó)用盤式此又F1（V1）V4十字架A中F－1結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)節(jié)省材，制造性化煉油生產(chǎn)中應(yīng)用部（JB－1118－8）直徑39mm重質(zhì)33g輕25g一般采用重因穩(wěn)性好。4.（1）塔備總符合生產(chǎn)藝條件下盡用新技術(shù)節(jié)約源和成少污染精餾塔對(duì)塔備下：生產(chǎn)塔氣液產(chǎn)生液泛等常效率氣液相塔保持充密切接觸具塔板效率或傳質(zhì)效率三體阻小體塔備阻小節(jié)省動(dòng)費(fèi)用減壓易達(dá)所空四一彈氣液生化結(jié)構(gòu)裝些藝性腐蝕性熱敏性起性等.（2）藝下：與甲混合液（原儲(chǔ)罐）→原預(yù)熱器→精餾塔（塔頂→部部產(chǎn)）(塔）（3）說明PAGEPAGE10本方案主要是采用浮閥塔，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(shí)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?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔?，又有液相混合物，這時(shí)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(diǎn)，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(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)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(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，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(jì)的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個(gè)系數(shù)得到三個(gè)回流比，最后比較那個(gè)最好，而不是找出最佳的回流比。三精餾塔設(shè)計(jì) 1.定3-1 相數(shù)據(jù)溫度 80.18590951001053-1 相數(shù)據(jù)溫度 80.1859095100105/℃6POA101.116.135.155.179.204.240./Kp33957220aPOB40465463.374.386101./Kpa33x1.002.540.782.510.582.460.412.410.252.370.13001280y1.000.890.770.630.460.26073319項(xiàng)目分式分對(duì)沸子/℃點(diǎn)臨界溫度/項(xiàng)目分式分對(duì)沸子/℃點(diǎn)臨界溫度/℃臨界壓力/Pa11量C6H678.1180.1288.56833.4CH92.13110.6318.574107.733-3 ABC苯6.0231206.35220.246.0781343.94219.583-4 8090100110120 /(kg/m3) 810800.2792.5780.3768.9L,苯 /(kg/m3) 815803.9790.3780.3770.93-5 體面張力8090100110120 / N/m） 20.0618.8517.6616.49苯/ N/苯/ N/m）9 19.9418.4117.3180/℃90100120L,（mpa（mpa0.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228PAGEPAGE1280℃9010080℃90100120384.1386.9379.3371.5363.2/(KJ/K379.9373.8367.6361.2354.6/(KJ/K2—混合t-x-y如后附圖所示。依任務(wù)書 可 算

x F

/78)

/

/92)

; 同 理 ，x D

/78)

/

/92)

;xW=(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012x

/78)/

/92)

;查t-x-y圖可得WDt 0.9,WD

0.3,t

0.8.F精餾段平均tmF精餾塔物料恒算

.9.8)/2.9℃摩爾分?jǐn)?shù)由以上可知摩爾分?jǐn)?shù)為xFx W原料及塔頂、塔底產(chǎn)品平均摩爾量

,x ,DM x MF F A

(1x )MF

(10.44)

85.96M x MD D A

(1x )MD

(10.983)9278.35M x MW W A

(1x )MW

(10.012)9291.96質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表150010200原料處理量

qn,F

85.96

/h總物料衡算

qn,D

qn,W

1）物料衡算

0.983qn,D

0.012qn,W

2）聯(lián)立12得n,q

/h/h塔板數(shù)計(jì)算1NT確定-1——的氣液平衡據(jù)溫度t℃液相中的摩爾分率x氣相中的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0由1一物的氣液平衡據(jù)x～y見②求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在上圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e（0.44,0.44）作斜率為-1的直線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為x q

y q用圖解法求得

R min

yD xq q

0.9830.545

2.06min取操作回流比為min1.35R

2.78③精餾塔的氣,液相負(fù)荷qn,L

Rq

n,D

17

kmol/hqn,V

(R

n,D

17

kmol/hq 'n,L

qn,L

qn,F

49.96

90.73kmol/hqn,V'

qn,V

67.93kmol/h④操作線方程q精餾段操作線方程qqy n,Lq

x n,D

49.96x

17.97

0.9830.735x0.260qn,V

q n,V

67.93

67.93提餾段操作線方程

qn,L'q

qn,Wq

x 90.73W 67.93

22.8067.93

0.0121.3360.0040n,V' n,V'⑤圖解法求理論板層數(shù)1NT=17T T N =N =8N T T WF2WFDtD

80.9℃,

.3℃,t

.8℃.TwT DTTw2

80.9110.32

95.6℃A0B0此時(shí)相對(duì)揮發(fā)度: B0

156.263.5

2.4695.1℃下苯及甲苯粘度分別0.2670.275則平均溫度下液體粘度 x xL A A B

0.271所以全塔效率E )0.245T L

(2.46)0.245

0.54N 8

15餾段理論

P,0.54N 8

15餾段理論

P,0.54總：N

30P,P,提四、餾塔工藝條件及有關(guān)物性據(jù)計(jì)算１．操作壓力泡點(diǎn)壓力：p p x 泡 A0 D

p xB0

)

.0

kpapD

p 0.1Mp泡

kpa每塔

0.7kpaFF

0.7

kpamm

.99)/2kpa第二塔

P1

0.7kpa23餾塔口上第三餾塔口下第二23.操作溫度由t-x-y圖可得：

0.70.7

kpakpa塔頂溫度:

t .9℃D℃twT

.3℃F.8℃Ftm

.9.8)/2.9℃100.880.9T第二塔

100.8(15

14)82.23℃T 100.8

(100

80

3)96.82T下二

2100

(110

1510015

℃1)101.43℃1t-x-yx1

0.929

y 0.9551

x 0.3572

y 0.5722x 0.2263

y 0.4183平均摩爾量頂氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量:xDy1

0.983

x

0.9251 1M M

M 1

)780.983

10.983

92

78.24kg/kmolVDm

A 1 B 1 MLDm

M xA1

M B

x)780.9251

10.925

92

79.05kg/kmol氣、液混合物平均摩爾質(zhì)量：F由圖解理論yF

0.545

查平衡曲線得，x

0.332MVFm

M yA

M B

y )780.545F

9210.545

84.37kg/kmolMLFm

M xA

M B

x )780.332F

92

0.332)87.35kg/kmol段氣、混合物平均摩爾質(zhì)量M (78.24VmM (79.05Lm

84.37)/87.35)/

81.31kg/kmol83.20kg/kmol二摩爾質(zhì)量計(jì)算

x 0.929 y，1 ，

0.955

，查平衡曲線，得MVm1

yM1

y)M1

0.955

78

0.955)92

78.63kg/kmolMm1

xM1

x)M1

0.929

78

0.929)92

78.99kg/kmol同理可得：M 87.00kg/kmolm1

MVm1

83.99kg/kmol ，M 88.84kg/kmolm1

Vm1

86.15kg/kmol ，4.平均密度（1）氣相平均密由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即P mMVmP

100.281.31

2.70kg/m3Vm

8.3145(273.1589.1)PMm/Rt200.9978/8.31482.23273.15))5.31kg/m31 1同理m2

15.29kg/m3，m3

5.24kg/m3（2）液相平均密度液相平均密計(jì)算公式1/ a/i iD1tD .03kg/m3B1

80.9

kg/m3AALDm

F/F

/

kg/m32

110.8℃，查手冊(cè)得

.98kg/m3， kg/m3B進(jìn)料板的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.33278wA0.332780.66892 1

kg/m3LFm

/

/.30)精餾段為 Lm

.50)/2kg/m3計(jì)算1t82.23℃,查手冊(cè)得1

kg/m3 ，B1，

kg/m32A2t 96.82℃,查手冊(cè)得2A2

.68kg/m3 ，B2，

kg/m33A3t℃,查手冊(cè)得3A3

790.50kg/m3 ，B3，

788.94kg/m3質(zhì)量分?jǐn)?shù):

xM1 mA

0.929

0.9171

(1

0.92978(10.929)921同理1

mB0.320，

mB11Lm1

2

3/

1(1)/

811.78kg/m3同理

/m3，

789.25kg/m35.表面張力表面張力計(jì)算公式

xi iD表面張力TD

80.9℃,查手冊(cè)得 21.15103N/A

103N/mDBDD

xD

xD

)21.15

103N/mD D T 98.7F

℃,查手冊(cè)得 103N/A

103N/mBF LFm

xF

xF

)

F

18.3918.03103N/m精餾段表面張力為21.1618.03 2

19.60103N/m6．體粘

xA粘計(jì)算公式m i iADtD

80.9℃,查手冊(cè)得 A a

mB alg

LDm

x D

(1x

)

B1

(10.983)lg0.307LDm

ma進(jìn)料板

110.8℃,查手冊(cè)得，

mA aF mFB aFF

LFm

x FF F

xF

)lgB

0.44)LFm

mFaF精餾段為

0.253)/20.278mPma五、精餾的體工藝尺寸1．徑的最大空氣速和空氣速 最大空氣速公式 L VVmax精餾段的氣、體積流率為qq n,vMvmq

0.57v,v

3600vm

2.70qq n,,LMq

0.0014v,L

3600Lm

796.50同理可得精餾第二塊板的氣、體積流率為：qq n,vMvmq

0.279D,v2

3600vm

,qq n,,LMq

0.00135D,L2

3600Lm

q D,L3

D,v3

0.300精餾進(jìn)料口下第二板的氣、體積流率為qq D,L2

D,v2

0.310CC式

C ( L)0.220 20

,其中C20圖查取,圖的橫坐標(biāo)為qv,Lqv,v

1(L)21V

0.00140.573600

(796.50)2.70

0.0422LT取板間距HLT

m,板上層高

m則H hT L

0.35m

19.60查圖得C20

CC

Lm)0.220

0.087(

)0.220

0.0866 L VVmax

0.0866

1.485796.502.70796.502.702.70u0.6u4q4qv,vuD

max

0.6440.573.140.891

m/s0.903m

D1.0m

A DT 4

1.024

0.785(m2)q

v,v

0.570

(m/s)

A T2D 0.5m2 q

v,D2

0.279

(m/s)D2 AT

0.785

0.653m q

v,D3

0.300

(m/s)D3 AT

0.7852D2

0.673m q

v,D2

0.310

(m/s)D2 AT

0.7852Z (N精

1)H精

15.9mZ (N提

3)H提

35.5m0.8mZ Z Z 40.85.95.540.814.6m總精提D1.0mw1l ：wlw=0.60.8Dlw0.66D=0.66×1.0=0.66m2hW公式

h hWL OWWPAGEPAGE20h h 2.84

E(q

v,L)2/3ow 1000 LwE=1h 2.84 E(

'qv,L)2/q

2.84

1

0.00143600

)2/

0.0110(m)ow 1000 Lw

1000

0.66LL

0.05mh h hw L

0.05

0.0110

0.0390

(m)

0.0107

(m),oDw2oDw2Dw2

0.0393(m)oDw3oDw3

0.0116

(m)hDw3

0.0384(m):

hoDw2

0.0118

(m) ,hDw2

0.0382

(m)d3WAf：dlw/D

0.66P W /170170

0.130

A /Af

00755 故A 0.0722Af

0.07550.785

0.0593(m2)W 0.124D

0.124

*1

0.124(m)3600AH f qv,L

36000.05930.420.00143600

17.795(s), 18.455(s),D2 m3m3

16.39(s)5(s) 15.975(s)m2。(4)底隙hoh q'v,Lw0公0 3600l'w0' 0.08m/s0 q' 36000.0014h v,L00 3600l/0w

36000.660.08

0.0265(m)h hw

0.0390

0.0265

0.0125

(m)0.006(m)底隙hD02

(m),

hDw2

hD

(m)0.006(m)h0m3

(m)

h

h0m3

(m)0.006(m)h0m2

(m)

hwm2

h0m

(m)0.006(m)。布置及浮閥數(shù)目與排列F0

,孔速算公式：2.70vF 2.70vF0

10 6.09(m/s)每層浮閥數(shù)算：N4

qv,vd20

0.570.39226.094

70同可得頂塊浮閥數(shù)

N ,D2,浮閥數(shù)

N m3浮閥數(shù)

N m2取邊緣區(qū)寬

m，泡沫區(qū)寬

m，算鼓泡區(qū)面積，即A 2x

R2

sR2s

xa RDW2 c

180010.060.44(m)2

RxD2d

W)a

1(0.1242

0.07)0.306(m)22

aA 20.6a

1800

*2*

)

(m2)浮閥排列方式采用等腰角形叉排。取同一橫行孔心距t按式估算排間距t'，即

0.075m，則可at'AaNt

0.524700.075

0.100(m)100(mm)考慮到直徑較大，必須采用分塊式，而各分塊支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用118mm，而應(yīng)小于此值，取t')按t75(mmt

以等腰N

64個(gè)。N重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：220

v,v

0.57

7.10(m/s)qd2Nqv4 v

0.0392.7042.70

64F 0 0

7.10

11.679-12

0

0.7267.10

100%10.23%2 t/ 1182 D

5.65m/D2

,F0D

9.28

0

0.3555.65

100%6.28%FFt/ 170m3

,D

5.92m/

,0m3

9.73

0

0.3825.92

100%6.45%t/ 162m2

,m

6.05m/

,F0D

9.94

0

0.3956.05

100%6.53%9-12、流體力學(xué)驗(yàn)算1壓降即hp干阻力

hhl (oc

73.1v

)1/1.825

(73.1c2.70c

)1/1.825

6.096(m/s)0u 0oc

則h按式行h 19.9c

u0.17500L

19

(609)0175796.50

0.034(m)干阻力:h19.9c

u0.17500L

19

565)0175811.78

0.033(m)干阻力:h 19.9c

u0.17500L

19

592)0175794.31

0.034(m)干阻力:PAGEPAGE23h 199c

u0.17500L

19

(605)017578925

0035(m)1h10, 0.5.0h h1 0 L

0

0.05

0.025m0h00h。此,流經(jīng)過一壓降當(dāng)柱高度為0h hhp c 1

0.034

0.025

0.059mPP單壓降

hp L

0.059

796.509.81

461(p)a同理得：精餾頂?shù)诙K單壓降

462(p)p a精餾料口第三單壓降

460(p)p a精餾料口下第二單壓降

465(p)p a述單壓降均故理。淹塔防止淹現(xiàn)象發(fā)生要求降管中清夜Hd下式：

HT

h H 按w dH hd p

h hL d與體通過壓降當(dāng)柱hp體通過降管壓頭損失:

0.059mh 0.153

q 2v,L

0.153

0.0014

20.00098(m)d口堰以同理得：

l h 0.660.0265W 0精餾頂?shù)诙K降管中清夜高度

hD2

0.00098

(m)精餾料口第三降管中清夜高度

hD2

0.00098

(m):

hD2

(m)

h LHH

h h hp L

0.11(m)0.5,HT

m,hw

m(HT

h)0.5w

)(m)

h 0.(m)(HDD

h)0.230(m)w

h 0.11(m)m3(HT

h)0.229(m)w

h 0.11(m)m2(HT

h)0.229(m)wHd

(HT

h。w霧沫夾帶w(1)霧沫夾帶體流徑長(zhǎng)ZL

D2Wd

12

0.752m

A 2AbT b

20.693m2苯和甲苯混正常系統(tǒng),物性系數(shù)K=1.0,又由圖查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)G F

由式計(jì)算：q q V1.36q Zv,L LL V1

KC AF b

100%0.57

2.70796.502.70

1.360.00140.752

100%39.09%

0.1280.6931泛點(diǎn)率

GD2

53.81%

Gm3

0.089

56.49%

Gm2

0.087

58.04%F

qv,v

VL

100%10.57

0.78KC AF T2.70 796.502.70078101280785

100%42.41%

GD2

0.092

58.45%

Gm3

0.089

61.09%

Gm2

0.087

61.69%足ve 01kg(/kg(v、負(fù)荷性圖1.線,依做出VVF1

qv,v

L VF

1.36Ab

Zv,L L80%如:0.80

q

2.70796.502.70

1.36

v,L

0.75210.1280.693整00710

0.0583q 1.023qv,v v,L線直線則操作范圍內(nèi)任取qv,L值依相應(yīng)qv,v的值列于表中此作線（1。qq (m3/s)v,Lq /(m3/s)v,v0.0011.2000.0021.183

0.0688

0.0578qv,v

1.023qv,L，2.

0.06880.0688

0.05840.0586

qv,vqv,v

1.023qv,L1.023qv,L(HT

h )hW

h hL

hhhc 1

h hL

h,hLhwh :(H

h )5.34

uV 0

0.153

qv,L)

1

)h

2.84

3600E

v,L

23T W 2g lhL w 0

0

1000 l W 物,H 、h 、h、l 、 、 、均T W 0 W V L 0值而u0與qv,v又有如關(guān),即u0

qv,vd2N4 0Nd0也是值此簡(jiǎn)化,0.171

0.1579

q2v,v

2902

.81q2v,L

4.23q2/3v,Lq (m3/s)v,Lq /(q (m3/s)v,Lq /(m3/s)v,v0.00050.0010.0020.0041.081.071.010.79根據(jù)表數(shù)據(jù),做出相

0.171

0.4393q2v,v

3067

.86q2v,L

4.23q2/3 ，v,L3.

q2 v,vq2 v,v

.28q2v,L.55q2v,L

4.23q2/3v,L4.23q2/3v,L3-5,3600AfHTq'

3~5sv,Lqv,L(),qv,vqv,L,qv,v5s,則T(q )T

AfL

ms/sv,L

max 5 5

(q ) vD2max

m2/s，54.5

(q ) vm3max(q ) vm2max

m2/sm2/sVFu V

u0 F1,0

,

.qv,v

d24 0 5qv,v

d2NV4V0 ,d、N、均已故由此q 據(jù)此0 ,0F5規(guī)定小標(biāo)準(zhǔn).則0(qv,v

)min

d2N 0V0V

0.039264 2.7042.70

0.23(m3/s)

(q ) 0.18m2/s，vD2min，

(q ) 0.10m2/svm3minow5.ow

(q ) /svm2max

依2.84

(q

23h Eow

v,Llw

min

,

v,L

,,(L

23E

Sminlw

0.006E=1,則0.0061000

3l2w0.00610003l2w

0.66(qv,L

) min

2.841

(3600

2.84

)2

3600

m3/s）

(q ) vD2 min

m2/s，

(q ) vm3min(q ) vm2 max

m2/sm2/..① 任務(wù)規(guī)定,操點(diǎn)A(設(shè)點(diǎn))處在操區(qū)內(nèi)適宜位置② 由霧夾帶控制,操由控制.③ 按照固定比,由本設(shè)查以及操?gòu)?操?gòu)?.150.22

5.23十及總HD了安裝人孔和破沫網(wǎng)HD

1.6mFHFD H D

1.8Hw3t.Lh

3

0.46A T1.37H

1.83mH1H 1D1 4

110.25m4H22H 4.6m20.3mm15

4mmmin 40.3min7.

8.5mmHZ H H H總D F

H H H1 2 厚H13.11.61.824.60.323.7mQ1)cDT 80.1℃,查手冊(cè)得DC p(）

/

/kgILD

(80.130)kJ/kgIL46.5kcal/kg.5kJ/kg Ivw

.5kcal/kg.5kJ/kgPAGEPAGE30Q (R1)D(IVC1

IL)(2.7817.97D

78360078

(556.599.687)672.31kJ/sQ (R1)D(IC2 w

IL)(2.7817.97D

3600

(199.599.687)146.90kJ/sQC

Q QC1 C

819.21kJ/sAT80.1TD(30)t2(45)t1(25)2t2

t1℃ 35.151℃(35.1/5)

35.1℃ 5℃15.44m=

t / t)2 1—汽，K=1000w/m2.℃所其A

QCKtCm

819.21103100015.44

53.06m2清水用量Q

C 0.997kcal/kg

/kgC 水 查手冊(cè)t=35.0時(shí)水比pt0,把數(shù)據(jù)代人求得m6.9kg/s一年用水量m m

19.07萬噸/年總底再沸QB1Q FI Q ILWIV

B F C D DqIVIF

0.5且I I且V L80.1，由手冊(cè)查得其對(duì)應(yīng)溫度苯汽化為384.24kJ/kg,甲苯汽化為379.60kJ/kg所IV

I L

kJ/kg查苯和甲苯焓圖得其進(jìn)料溫度下IA

554.4kJ

/kg,IB

537.6kJ

/kgI所V

544.99kJ

/kgqIVIF

0.5V 將數(shù)據(jù)代I V

I

.18kJ/kgCWQ CQ kJ/sBAT:290℃160℃TW:125.9125.9℃t:164.1℃ 34.1℃t m

164.134.1ln(164.1/34.1)

82.74C—汽K=1000w/m2.所以A QB

0.011m2Ktm

100082.74用量查手冊(cè)0.8160焓H90.5kcal

/

/kg，290焓

/

/kgBmQB所以

885.46

2.47kg/s一年用m總

7.042萬噸/年原料預(yù)先用底產(chǎn)品預(yù)用預(yù)。求原料預(yù)所需1取原料罐25℃則 t: 2585℃Ft 55，m 2查手冊(cè)該溫度下苯甲苯比皆為C /pQ ttkJ/sF P P底產(chǎn)品能給及其換取產(chǎn)75原料先預(yù)所以 t : 125.9075℃wt: 55.0025℃Ft:70.9℃ 50℃t wm 2

tm

70.950ln(70.9/50)

59.84C5Cp

/g℃Q F1 P

P

50.996.18kJ/s—傳K=600w/m2.℃A QF1

96.18103

2.68m2Ktm

60059.84柴油預(yù)器(1由上每秒還要柴油原料供Q QF2 F

Q F1

95.71kJ/sT :290→ 160℃柴油t:85← 25℃Ft:205℃ 105℃t m

205105ln(205/105)

149.466C,同理A QF2

95.71103

1.07m2Ktm

600149.466Q

95.71每秒柴油用m

F2H

739.2380.1

0.267kg/s故一年柴油用m總

0.761萬噸/年釜冷卻器(1由上知釜換75，再用冷卻水冷卻即可。tw: 75℃→ 35℃t: 45℃← 25℃t: 30℃ 10℃7535t wm 2

t，

3010/10)

18.205C溫度C

/g℃故Qw

P

P

35)kJ/sA Qw

61.64103

5.64m2K=600w/m2.，同理其冷卻水用

Ktm

60018.205m0.696kg/s,m總

1.804萬噸/年十二、設(shè)備費(fèi)用計(jì)算體費(fèi)用體真實(shí)直徑徑與壁厚之1.00.121.2m1.022故體截面積4

0.817m2V=×截面=23.7×0.817=19.37m2按5000/（立方米，故費(fèi)用：19.37×5000=9.69萬元板費(fèi)用AA

23.55m2板面TF按板報(bào)價(jià)3000元/(平方米板 1型浮閥（重閥）)故板費(fèi)用：23.55×3000=7.065換熱器費(fèi)用5面：53.06+0.01+2.68+1.07+5.64=62.46m2按傳熱面4000/平方米故換熱器費(fèi)用：62.46×4000=24.98設(shè)備費(fèi)用設(shè)備費(fèi)用：9.69+7.065+24.98=41.745.固定資產(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：1.19年壽

15

3.31萬元主要操作年費(fèi)用計(jì)算根據(jù)前面可知，每年頂冷凝器用水量m1

/年2釜液冷卻一年用水量m2

1.804萬噸/年按冷卻水報(bào)價(jià)16/（噸/小時(shí)）故冷卻水費(fèi)用柴油用量費(fèi)用

)4

333.98萬元/年根據(jù)前面可知，每年再沸器柴油用量m1

7.042萬噸/年原料預(yù)熱年用柴油量m2

0.761萬噸/年按柴油費(fèi)報(bào)價(jià)160/（噸/小時(shí)）故柴油費(fèi)用料液輸送費(fèi)

)104

/年按料液輸送報(bào)價(jià)3元/（噸/小時(shí)）得年料液輸送費(fèi)操作費(fèi)用

104315.23萬元/年由上可得操作費(fèi)用：333.98+1248.48+15.23=1597.69/年10.設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的費(fèi)用年設(shè)備費(fèi)用+設(shè)備年折舊費(fèi)用+年操作費(fèi)=41.74+3.31+1597.69=1642.74萬元/年11.銀行利息后的成本貸款年平均利息

2.410.3.萬元/年結(jié)果一覽序序項(xiàng)目符號(hào)單3計(jì)算結(jié)果PAGEPAGE34精餾 塔餾進(jìn)料口第上第三板1 t ℃ 200.9

96.82208

101.43209.

90.90204.142 壓力 Pm氣 V

kpa

9 .690.2

390.21

0.4403量4

m3/s0.306相 s液 L 0.001m3/s相 s 04

060.00115

50.00119

0.001107 徑 D