3.456万吨-年苯-甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明书化工设计

成绩化工原理课程设计设计说明书设计题目：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名陈端班级化工07-2班学号完毕日期2023-10-30指导教师梁伯行化工原理课程设计任务书(化工07-1,2,3,4合用)设计说明书题目:3.456(万吨/年)苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书设计任务及条件(1).解决量:(3000＋本班学号×300)Kg/h(每年生产时间按7200小时计);(2).进料热状况参数：(2班)为0.20,(3).进料组成:(2班)含苯为25％(质量百分数),(4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数);(5).塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。设计说明书目录(重要内容)规定前言（说明设计题目设计进程及自认达成的目的），装置工艺流程(附图)及工艺流程说明装置物料衡算精馏塔工艺操作参数拟定适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算精馏塔重要结构尺寸的拟定精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的拟定装置热衡算初算拟定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号装置配管及机泵选型适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较)精馏塔重要工艺和重要结构尺寸参数设计结果汇总及评价附图:装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。经济指标及参考书目6000元/(平方米塔壁)(塔径1.1～1.4m乘1.3,塔径1.5～1.8m乘2.0,塔径1.9m以上乘2.8),4500元/(平方米塔板),4000元/(平方米传热面积),16元/(吨新鲜水),8元/(吨循环水),250元/(吨加热水蒸汽),设备使用年限2023,装置重要固定资产年折旧率为10%,银行借贷平均年利息12.5%。夏清陈常贵主编《化工原理》(上.下)册修订本【M】天津;天津大学出版社2023贾绍文《化工原理课程设计》【M】天津;天津大学出版社2023目录一、TOC\o\h\z\u前言5 2.1解决量拟定52.2设计题目与进程52.3概述52.4设计方案52.4.1塔设备的工业规定52.4.2工艺流程如下62.4.3流程的说明6三、精馏塔设计63.1工艺条件的拟定63.1.1苯与甲苯的基础数据63.1.2温度的条件73.1.3操作压力选定73.2精馏塔物料恒算73.2.1摩尔分数73.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量73.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表83.3塔板数计算83.3.1.理论塔板数83.3.2做X-Y曲线83.3.3求Rmin83.3.4求理论塔板数83.3.5求平均塔效率ET83.3.6求实际塔板数83.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)93.4.1平均压力计算93.4.2平均摩尔质量计算93.4.3平均密度计算93.4.4液体平均表面张力计算93.3.2.5液体的平均粘度103.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算103.5.1负荷计算103.5.1.1摩尔计算：103.5.1.2同理得质量计算：103.5.1.3不同回流比的负荷结果103.5.1.4Vs和Ls计算103.5.2塔径的计算103.5.3精馏塔有效高度的计算113.5.4塔顶、塔底空间113.5.4.1塔顶空间HD113.5.4.2塔底空间HB113.5.5塔壁厚计算123.6.F1型浮阀塔板设计123.6.1溢流装置123.6.1.1.堰长lw123.6.1.2.出口堰高hw123.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：123.6.1.4降液管底隙高度ho123.6.2塔板布置及浮阀数目与排列123.6.3塔板流体力学验算133.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降133.6.3.2淹塔143.6.3.3雾沫夹带143.6.4塔板的负荷性能143.6.4.1雾沫夹带线153.6.4.2液泛线153.6.4.3液体负荷上限线153.6.4.4漏夜线163.6.4.5液相负荷下限线163.7.操作弹性计算16四.热平衡拟定热换器164.1.塔顶全凝器164.1.1热负荷Qc164.1.2传热面积A174.1.2.1求平均温度174.1.2.2K值选定174.1.2.3传热面积A174.1.3循环水的用量计算174.1.4热换器选用174.2.塔底再沸器184.2.1热负荷QB184.2.2传热面积A18 4.2.2.1求平均温度184.2.2.2传热面积A计算18 4.2.3过热蒸汽的用量18 4.2.4再沸器的选用184.3.原料预热器194.3.1求平均温度19 4.3.2求比热和传热的热量194.3.3塔底产品预热给的热量19 4.3.3传热面积和过热蒸汽的用量计算19 4.3.4预热器选用194.4塔釜产品冷却器 19五、经济估算205.1塔重要设备经费计算（R1为例）205.1.1塔壁面积计算205.1.2塔板面积计算205.1.3重要塔设备费用计算205.1.4固定资产折旧费用205.2重要操作费计算（2023）（R1为例）205.2.1.清水用量费用205.2.2过热蒸汽的用量费用205.2.3设备费用和操作费用的总费用p215.2.4银行利息后的总成本P总215.3回流比的选择21六、精馏塔附件及其重量计算216.1.储罐216.2.精馏塔接管尺寸216.2.1进料管线管径216.3.泵的选用226.4精馏塔重量计算22七．设计结果一览表23八.个人总结及对本设计的评述24九.参考文献24十、附图25-32一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，规定我们可以综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完毕指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的重要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立对的的设计思想，培养实事求是、严厉认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的拟定2.1解决量拟定依设计任务书可知，解决量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456万吨/年2.2设计题目与设计进程该次设计题目为：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为俩周，安排如下：表2-1.进程表找数据与上课所有设计计算画图写说明书第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间2.3概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大体可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸取和解吸等过程。其重要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的重要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简朴.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简朴、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。2.4设计方案2.4.1塔设备的工业规定总的规定是在符合生产工艺条件下，尽也许多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的规定大体如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充足的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达成所规定的真空度。

四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，并且不会使效率发生较大的变化。

五：结构简朴，造价低，安装检修方便。

六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.4.2工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分派器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）2.4.3流程的说明

本方案重要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断反复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完毕苯与甲苯的分离。本次设计的规定是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最佳，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计3.1工艺条件的拟定3.1.1苯与甲苯的基础数据表3-1相平衡数据温度/℃80.1859095100105110.6POA

/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB

/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690表3-2苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/℃临界温度/℃临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5CH392.13110.6318.574107.7表3-3Antoine常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58表3-4苯与甲苯的液相密度温度/℃8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9表3-5液体的表面张力温度/℃809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31表3-6液体的黏度温度/℃80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228表3.7液体的汽化热温度/℃8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.63.1.2温度的条件：假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y图可得，tD=80.6℃,tW=109.7℃,tF精馏段平均温度tm=（80.6*103.5）1/2=91.343.1.3操作压力选定最底操作压力：取回流罐物料的温度为45℃，查手册得POA

=29.33Kpa，POB

=10.00Kpa.由泡点方程XD=(Pmin-POB)/(POA

-POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P03.2精馏塔物料恒算3.2.1摩尔分数由以上可知，摩尔分数为xf=0.282，xD=0.992，xw=0.0243.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.282×78.11+（1-0.282）×92.13=88.18kg/kmol，MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22kg/kmol，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024×78.11+(1-0.024)×92.13=91.79kg/kmol3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表总物料衡算

D+W=4800

（1）易挥发组分物料衡算

0.99D+0.02W=0.25×4800

（2）联立（1）、（2）解得：F=4800kg/h=1.33

kg/s=3.456万吨/年

,F=4800/88.18=54.43kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9kg/h=

1.02kg/s=

2.637万吨/年,W=3661.9/91.79=39.92kmol/h=0.011kmol/sD=1138.1kg/h

=0.32

kg/s

=0.81万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s表3-8物料恒算表物料kg/hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sF48001.333.45654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.3塔板数计算3.3.1.理论塔板数3.3.2做X-Y曲线作出苯与甲苯的X-Y图如后面的附图所示，因P=1.2P0故可不对X-Y图进行修正3.3.3求Rmin依Q线斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32），故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39,3.3.4求理论塔板数取R1=1.2Rmin=5.3，故可求精馏段操作方程为：y=0.841x+0.157,提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02，用图解法求出理论塔板数NT=18,进料板为第10层。同理得出R2=1.5Rmin=6.595时，精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118,提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012NT=14,进料板为第9层R3=1.9Rmin=8.34时,精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106,提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010NT=13,进料板为第8层

3.3.5求平均塔效率ET塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分别算出t=94.03℃下得相对挥发度和μL如下：=POA/POB

=152.91Kpa/62.03Kpa=2.47,有t-x-y图查得该温度下XA=0.45

μm=xAμ苯+（1-xA）μ甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278故*μm=0.69查塔效率关联曲线得ET=0.533.3.6求实际塔板数精馏段实际塔板数N精=9/0.53=16.98=17;提馏段实际塔板数N提=8/0.53=16全塔实际塔板数N=18/0.53=34同理可得，R2和R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精馏段实际塔板数N精=15，提馏段实际塔板数N提=10，全塔实际塔板数N=26R3=1.9Rmin=8.34时,精馏段实际塔板数N精=14，提馏段实际塔板数N提=10，全塔实际塔板数N=253.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)3.4.1平均压力计算取每层压降为，那么进料板的压力P=152+0.7*10=159KPa精馏段的平均压力位Pm=(152+159)/2=155.5KPa同理其他回流比计算结果如下表：表3-9压力表RR1R2R3进料板压力/KPa159158.3157.6精馏段平均压力/KPa155.5155.15154.83.4.2平均摩尔质量计算由xD=y1=0.992查t-x-y图得x1=0.983塔顶气相平均摩尔分子量MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol由xF=0.282,查t-x-y图知:yF=0.491进料板气相平均摩尔分子量MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.491*78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量精馏段液相平均摩尔分子量3.4.3平均密度计算A.气相平均密度=Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15))=4.01Kg/m3同理计算出其他回流比R2和R3的分别为：4.00Kg/Kmol和4.00Kg/KmolB.液相的平均密度：塔顶平均密度由tD=80.6℃,查手册得ρA=814.4Kg/m3,ρB=809.5Kg/mρLDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m3进料板平均密度tF=103.5℃ρA=790.2Kg/m3，ρB=789.9Kg/m3进料板液相的质量分率：aA=0.282*78.11/(0.282*78.11+0.718*92.13)=0.25ρLFm=1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=（ρLDm+ρLFm）/2=802.15Kg/m33.4.4液体平均表面张力计算由塔顶温度t=80.6℃表3-10塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力21.2022.10塔顶表面张力：σm，顶=0.992×21.20+(1-0.992)×22.10=21.20mN/m由进料温度t=103.5℃表3-11进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力18.2019.60进料板的表面张力：σm，进=0.282×18.20+(1-0.282)×19.60=19.20mN/m则精馏段平均表面张力为：σm，精=（σm，顶+σm，进）/2=20.20mN/m3.3.2.5液体的平均粘度由塔顶温度t=80.6℃时，查手册得μA=0.309mPa.S,μBμL顶=0.992×0.309+(1-0.992)×0.315=0.309mPas由进料温度t=103.5℃时,查苯-甲苯粘度为：μAμB=0.261mPasμL进=0.282×0.254+(1-0.282)×0.261=0.59mPas精馏段液相平均粘度μL(精)=（μL顶+μL进）/2=0.284mPas3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1负荷计算R1=5.33.5.1.1摩尔计算：L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/sL´=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/sV´=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.013kmol/s3.5.1.2同理得质量计算：L=6031.93kg/h=1.68kg/s,V=7170.03kg/h=1.99kgL´=6991.93kg/h=1.94kg/s,V´=3330.03kg/h=0.93kg3.5.1.3不同回流比的负荷结果同理得出R2=1.5Rmin=6.585和R3=1.9Rmin=8.34得负荷计算，三个回流比计算结果如下表：表3-12摩尔负荷RLVL´V´kmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/sR176.900.02191.410.02587.790.02447.890.013R2107.300.030121.730.034118.190.03374.490.021R3121.010.034135.430.038131.900.03791.890.0286表3-13质量负荷RLVL´V´kg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/sR16031.931.687170.031.996991.931.943330.030.93R28416.252.349554.352.659376.252.605714.351.59R39491.752.6410629.852.9510292.422.866789.851.893.5.1.4Vs和Ls计算以R1=5.3为例Vs=V*MVm/(3600*)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/sLs=V*MLm/(3600*)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/s同理得R2和R3,总的结果如下表表3-13Vs和Ls值表RVs/(m3/s)Ls/(m3/s)R10.5180.0022R20.6910.0031R30.7690.00343.5.2塔径的计算以R1=5.3为例查塔间距与塔径关系表，初选HT=0.45m,取板上液层高度hL=0.07m那么HT-hL=0.38m查史密斯关联图得，C20=0.0825，取安全系数为0.8，那么u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s塔径D为：按标准圆整后取D=1.0m塔截面积实际空塔气速：同样计算出R2和R3，其总结果如下表表3-14塔径及其有关数据表RC20Cumax/(m/s)u/(m/s)D(/m)圆整后D(/m)AT(/m2)实际u/(m/s)R10.08250.08271.1670.9340.8381.00.7850.660R20.08020.08041.1360.9090.9841.21.1300.612R30.08040.08061.1390.9111.041.21.1300.6813.5.3精馏塔有效高度的计算以R1=5.3为例除人孔板层后精馏段有效高度：Z精=（N精-2）*HT=15*0.45=6.75m精馏段有效高度：Z提=（N提-2）*HT=14*0.45=6.3m在进料板、塔顶、第九层、第27层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为0.8m.故精馏塔的有效高度为Z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m同理计算出其他回流比及总结果如下表：表3-15塔有效高度及人孔表RZ精/mZ提/m人孔数塔有效高度Z/mR16.756.3515.05R25.853.6511.85R35.44.05411.053.5.4塔顶、塔底空间3.5.4.1塔顶空间HD取塔顶HD=2.0HT=2*0.45=0.9m3.5.4.2塔底空间HB假定塔底空间依储存液量停留5分钟，那么塔底液高h=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84m取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间HB=0.84+1.16=2m可见，三个回流比的HB都可取2米。3.5.5塔壁厚计算取每年腐蚀1.5mm，因限制用年数为2023，那么壁厚故按标准，取壁厚25mm同理可得出其他回流比的值，总结果如下表：表3-16塔顶、塔底和壁厚表R塔顶空间HD/m塔底液高h/m塔底空间HB/m塔体壁厚/mmR10.90.42225R20.90.59225R30.90.452253.6.F1型浮阀塔板设计以R1=5.3为例3.6.1溢流装置选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下：3.6.1.1.堰长lw:取堰长lw=0.66D=0.66m3.6.1.2.出口堰高hw:hw=hL-how,，近似取E=1，Lh=Ls*3600=0.0022*3600=7.92m3故how=0.015m则hw=hL-how=0.07-0.015=0.065m3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124故Af=0.0721*0.785=0.0566m2,Wd=0.124*1=验算液体在降液管中的停留时间：故降液管尺寸可用。3.6.1.4降液管底隙高度ho可取降液管底隙处液体流速取uo'=0.13m/s则ho=0.0022/(0.66*0.13)=0.0256m合理同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：表3-17溢流装置参数表R堰上液层高度h0/m堰长lw/m出口堰高hw/m降液管宽度Wd/m降液管的面积Af/m2停留时间θ/S底隙高度ho/mR10.0150660.0550.1240.056611.580.026R20.0170.7920.0530.1450.081511.830.030R30.0180.7920.0520.1450.081510.790.0333.6.2塔板布置及浮阀数目与排列选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm取阀孔动能因子F0=10，孔速每一层塔板上的浮阀数N：取边沿区域宽度Wc=0.06m Ws=0.10m塔板上的鼓泡面积R=D/2-Wc==0.5-0.06=0.44mx=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m把数据代入得Aa=0.4516浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m则估算排间距考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用69.2mm故取t’=65mm=0.065m，按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数76个.按N=76重新核算孔速及阀孔动能因数。阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12范围内。塔板开孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56%同理，得出其他回流比总结果如下表：表3-18塔板参数表Ru0/(m/s)初算浮阀数NAa/m2R/mX/m初算t'/mm最后t'/mm最后拟定N最后u0/m/sF0开孔率/%R14.99870.45160.440.27669.265765.7111.4311.56R251150.70710.540.35582651184.909.8012.49R351280.70710.540.35573651185.4610.9212.473.6.3塔板流体力学验算3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降：干板阻力:由于uo>uocB.板上充气液层阻力:由液相为碳氢化合物，可取充气系数 ξ0=0.5hI=ξ0hL=0.5*0.07=0.035m液柱C.液体表面张力所导致的阻力：此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相称的液柱高为hp=0.044+0.035=0.079m液柱.则单板压降△＜700Pa故设计合理。同理算出其他回流比R2、R3的hp为0.068m和0.076m，同样也设计合理。3.6.3.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，规定控制降液管中清液层高度，Hd≤φ(HT+hw)其中Hd=hp+hL+hd依前面可知，hp=0.069m液柱液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故，同理得出其他回流比R2和R3的hd分别为：0.0026和0.00259.C.板上液层高度，前已选定hL=0.07m则Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m取φ=0.5又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.2525m可见Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的规定.同理得出其他回流比R2和R3的Hd分别为：0.141m和0.149m.3.6.3.3雾沫夹带泛点率a式板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.128泛点率=-b试泛点率=依俩式算出泛点率均在80％以下，故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1kg液/kg气的规定同理算出其他回流比的总结果如下表：表3-19泛点率有关数据表RZL/mAb/m2a式泛点率/%B式泛点率/%R10.7520.671845.346.8R20.910.96742.943.4R30.910.96747.448.33.6.4塔板的负荷性能图以R1为例.3.6.4.1雾沫夹带线依据泛点率,按泛点率=80%，代人数据化简整理得：Vs=-14.43Ls+0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中Vs—Ls图所示。同理算出其他回流比R2和R3的雾沫夹带线分别如下：Vs=-17.48Ls+1.75和Vs=-17.48Ls+1.753.6.4.2液泛线依前可知hp=hc+hI+hσHd=hp+hL+hdHd＜φ(HT+hw)得：φ(HT+hw)=由此式拟定液泛线，忽略hσ项。即：因HT,hw、ho、lw、，把有关数据代人整理得液泛线：任意取四点坐标如下：（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397）在Vs-Ls图中作出液泛线（2），同理得出其他回流比R2和R3得液泛线如下：和3.6.4.3液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，液体在降液管内停留时间.=3—5S，则液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量无关的垂线。同理得出其他回流比R2和R3得液体负荷上限线如下：和3.6.4.4漏夜线对于F1型重阀，依据计算，则 又知则作气相负荷下限线（4）同理得出其他回流比R2和R3得漏夜线如下：和3.6.4.5液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，即=0.006m从而计算出下限值，取E=1.02则，依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。同理得出其他回流比R2和R3漏夜线如下：和3.7.操作弹性计算依附图中的R1Vs-Ls图可知，由，得因故操作弹性=VSmax/VSmin=0.843/0.227=3.71同理得出其他回流比R2和R3操作弹性分别如下：3.72和3.73四.热平衡拟定热换器4.1.塔顶全凝器以R1=5.3为例4.1.1热负荷Qc以1秒钟计算查手册相应的温度得:从气相变为液相，温度不变。从液相变为液相的，温度变化。故总的负荷同理得出其他回流比R2和R3的QC如下：表4-1热负荷表RQC1/KJ/SQC2/KJ/SQC/KJ/SR1810120930R21073.5140.81214.3R31194.3156.61350.94.1.2传热面积A4.1.2.1求平均温度依以上可知T塔顶（80.6℃）→TD(45t2(45℃)←t1(2535.4℃20故℃4.1.2.2K值选定因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃4.1.2.3传热面积A同理得出其他回流比R2和R3的传热面积A分别如下：A=45.0m2和4.1.3清水的用量计算依查手册t=35.0℃时水的比热Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kg℃,故把数据代人求得m=11.15kg故一年的用水量同理得出其他回流比R2和R3的m总分别如下：表4-2循环水的用量表Rm/kg/sm总/万吨/年R111.1528.9R214.5537.71R316.1941.964.1.4换热器选用选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=28,热换面积A=39.7m2,换热管长L=3m同理可得其他回流比R2和R3分别为：选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管数n=56,热换面积A=23.8m2,换热管长L=3m选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=56,热换面积A=25.7m2,换热管长L=3m4.2.塔底再沸器4.2.1热负荷QB以1秒质量来算查手册相应的温度并依下式计算得:从前面可知F、W、D和Qc的值，并分别把它们的值代人上式可得：QB=905.90KJ/S,同理得出其他回流比R2和R3的QB分别如下：QB=1190.20KJ/S，QB=1326.80KJ/S4.2.2传热面积A4.2.2.1求平均温度过热蒸汽的温度为320℃T:T1=320℃→tw+50=109.7+50=T:109.7℃→109.7:210.3℃50故 4.2.2.2传热面积A计算因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃，同理可得出其他回流比R2和R3的A分别如下:10.67m2和4.2.3过热蒸汽的用量过热蒸汽通过以下过程：从320℃过热蒸汽→饱和蒸汽（164.97→159.7℃查手册得320℃时H=3100.9J/g,饱和蒸汽焓H=2768.5J/g,159.7那么每克过热蒸汽放热Q=(3100.9-2768.5)+(2768.5-2073.09)=1026.5J/g一年的QB总=QB*t=905.9*1000*3600*7200J=2.35*1013J，故一年的蒸汽用量m:m=QB总/Q=2.35/1026.5*1013g=2.29*同理得出其他回流比R2和R3的过热蒸汽一年的用量QB总分别如下：30000吨和33500吨。4.2.4再沸器的选用选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg同理可得其他回流比R2和R3分别为：选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为14m2,质量m=650kg4.3.原料预热器先用塔底产品预热，再用过热蒸汽预热。4.3.1求平均温度出料液温度:t:35℃→过热蒸汽温度：T:320℃→164.974.3.2求比热和传热的热量查手册得69.25℃的苯与甲苯的比热并计算的混合物的比热为：CP=0.25*1878.7+0.75*1866.1=1869.25J/Kg.℃气相HA=533.6kj/kg,HB=523kj/kg传热的热量Q1=mqCP*=1.33*1869.25*(103.5-35)/5=3.4*104J由XF=0.282,查yF=0.491气相Q2=m*4/5*(0.491*533.6+0.509*523)=562KJ故Q=Q1+Q2=596KJ4.3.3塔底产品预热给的热量出料液温度:t:109.7℃→W=1.02KJ/s，那么塔底产品每秒放出热量为：那么每秒还要过热蒸汽给原料供热为Q：596KJ-361.59KJ=234.41KJ4.3.4传热面积和过热蒸汽的用量计算同样取K=1000w/m2.℃故热蒸汽每秒的用量Q1=Q/(3100.9-2768.5)=0.71Kg故一年用量为:0.71*3600*7200=1.84万吨/年4.3.5预热器选用选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm,换热面积A=3.7m24.4塔釜产品冷却器因属于液—液传热，故依经验值可取K=600w/m2.℃产品温度t:45℃→冷却水的温度t:45℃←45-25=20℃查得CP=4171.5J/Kg=224.7KJ/Kg,=200.0KJ/Kg热量Q=m*(-)=1.02*24.7=25.2KJ冷水每秒的用量m=Q/(*CP)=25200/(20*4171.5)=0.3Kg传热面积A=Q/(K*)=25200/(600*14.4)=2.92m2冷却器的选用：选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm,换热面积A=3.7m2五.经济估算5.1塔重要设备经费计算（R1为例）5.1.1塔壁面积计算除俩端得封头外，塔体的高度h=HB+HD+Z=2.0+0.9+15.05=17.95mD=1.0m故塔体截面积面积=AT=0.785m2塔壁S=A*h=17.95*0.785=14.09m查得封头的面积A1=2*1.2096=2.0592m2故总面积A总=5.1.2塔板面积计算塔板面积A=AT*塔板数=0.785*34=26.69m5.1.3重要塔设备费用计算依前面可知，全凝器传热面积A2=39.7*2=79.4m2,再沸器传热面积A3=11*2=22m预热器和釜液冷却器的传热面积分别为3.7*2=7.4m2和3.7*2=故塔设备经费I=A总*6000*1.3+A*4500+（A2+A3+7.4+7.4）*4000=723114.76元同理得出其他回流比R2和R3的重要塔设备费用如下表：表4-3设备费用表R塔体高度h/m塔壁面积S/m2塔板面积A/m2传热面积A2/m2塔设备总费用I/元R118.816.844226.69116.2723114.76R215.219.235229.38132810244.56R314.7516.667528.25145.6839531.50 5.1.4由于设备可用2023，折旧率为10%，既r=1/n故资产残余值可以忽略不计，固定资产折旧额D=资产原值P/n=P*r=723114.76*10%=72311.48元同理得出其他回流比R2和R3的折旧金额如下：81024.46元和83953.15元5.2重要操作费计算（2023）（R1为例）5.2.1.清水用量费用依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量Q1=2.89*105吨/年，釜液冷却一年用水量Q2=0.3*3600*7200=0.78万吨/年单价为16元/吨，故十年循环水费用I1=（Q1+Q2）*10*16=4.75*107元同理得出其他回流比R2和R3的2023循环水费用I1分别为：6.16*107元和6.84*107元5.2.2过热蒸汽的用量费用由于一年再沸器的用量Q3=22900吨,原料预热器一年用的量为18400吨，单价为250元/吨，故十年的过热蒸汽费用I2=(Q3+18400）*250*10=1.03*108元同理得出其他回流比R2和R3的2023过热蒸汽费用I2分别为:1.21*108元和1.30*108元5.2.3设备费用和操作费用的总费用p依以上可知P=72311.48+72311.48+47500000+=1.51*108元同理得出其他回流比R2和R3的P如下：1.84*108元和1.99*108元5.2.4银行利息后的总成本P总贷款年平均利息为0.125，P总=P*（1+0.125）10=4.90*108元，同理得出其他回流比R2和R3的2023总成本P总为5.98*108元和6.46*108元5.3回流比的选择依据成本计算可知，R1的成本最小，且依Vs~Ls图可知，操作点也是比较合理的位置，故这次回流比选R1进行设计六、精馏塔附件及其重量计算6.1.储罐回流罐：算出回流罐的容积回流罐通过的物流量，设冷凝液在回流罐中的停留时间为10分钟，罐的填充系数取0.7，故容积同理得出其他储罐：表4-3回流罐容积表名称停留时间容积/m3回流罐10min2.13原料罐0.5h4.34塔顶产品罐72h143.74塔底产品罐72h477.16.2.精馏塔接管尺寸(只对于R1来说，因已拟定回流比)6.2.1进料管线管径设原料流速u=0.5m/s,因那么管径依据管材规格，应当取管材，那么实际流速同理得出其他管径如下表4.-4管路表管路进料管釜液输送管塔釜进气管塔顶冷凝液送管塔顶蒸气管线流速m/s0.3120.36717.50.41015.35规格6.3.泵的选用.依扬程H和流