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文檔簡介
1、<p> 第一篇 設計說明書</p><p><b> 緒論</b></p><p><b> 工業(yè)生產狀況</b></p><p> 目前國內工廠生產丁二烯的方法主要有三種。乙腈法、二甲基甲酰胺法和NMP法。吉林化學工業(yè)公司有機合成廠丁二烯車間是采用乙腈法生產丁二烯的,其生產能力為14萬噸/年,產品質
2、量均已達國家一級品標準。</p><p><b> 丁二烯的用途</b></p><p> 丁二烯是一種重要的石油化工基礎有機原料和合成橡膠單體,在石油化工烯烴原料中的地位僅次于乙烯和丙烯。主要用于合成順丁橡膠(BR)、丁苯橡膠(SBR)、丁腈橡膠、苯乙烯-丁二烯-苯乙烯彈性體(SBS)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)樹脂等多種橡膠產品,此外還可用于生產己二腈、
3、己二胺、尼龍66、1,4-丁二醇等有機化工產品以及用作粘接劑、汽油添加劑等,用途十分廣泛。</p><p><b> 本設計的指導思想</b></p><p> 本設計以吉化公司有機合成廠丁二烯車間為基礎,以理論為依據。對本裝置精餾工段,其不合理的地方進行改造,在經濟合理,生產可靠的基礎上,力求技術進步,從而確保有效地利用國家資金資源。</p>&l
4、t;p> 吉林市自然條件和原料狀況</p><p><b> 吉林市自然條件</b></p><p> 本設計平均氣壓:745.66mmHg、最高氣溫:36.6℃、最低氣溫:-38.1℃、平均相對溫度:71%、最大凍土深度:17.4×10cm、最大雪深度:420mm、平均風速:2.7m/s、松花江水溫:15.0℃、最高水溫:25.5℃。<
5、/p><p><b> 原料狀況</b></p><p> 制取丁二烯,先后經歷了酒精接觸分解、丁烯氧化脫氫和蒸汽裂解制乙烯聯(lián)產碳四抽提分離等三個發(fā)展時期。酒精法由于工藝落后,80 年代初即已淘汰;丁烯氧化脫氫法也由于受原料制約,多數(shù)已改產。目前世界上制取丁二烯主要有兩種途徑,一種是從煉油廠C4 餾分脫氫得到,該方法目前只在一些丁烷、丁烯資源豐富的少數(shù)幾個國家采用;另
6、外一種是從乙烯裂解裝置副產的混合C4 餾分中抽提得到,該方法價格低廉,經濟上占優(yōu)勢,是目前世界上丁二烯的主要來源。</p><p> 原料、輔助物料、成品的主要技術特性</p><p><b> 原料規(guī)格</b></p><p><b> 表2-1 原料規(guī)格</b></p><p><b
7、> 2.3.2工藝條件</b></p><p><b> 進料溫度</b></p><p> 脫重塔:T=44℃ 脫輕塔:T=41℃</p><p> 表2-2 脫重塔與脫輕塔塔壓</p><p><b> 丁二烯的性質</b></p><p&
8、gt;<b> ?。?)性質</b></p><p> 分子量:54.1;液體比重:0.6247g/cm3;閃點:-60℃;沸點:-4.41℃;熔點:-108.915℃;自燃點:450℃;氣體密度:2.48;比熱:0.434kcal/kg;爆炸范圍(空氣中體積百分比):2.0-11.5;折光率:1.4293;</p><p><b> ?。?)危害性<
9、;/b></p><p> 丁二烯在常溫下與空氣接觸時,能生成有劇烈爆炸危險的過氧化物,按標準分類為第2.1級,屬有毒、易燃易爆液化氣體。</p><p><b> 產品質量</b></p><p> 產品主要質量指標及執(zhí)行的標準、分析方法:</p><p> 表2-3 產品主要控制指標及執(zhí)行標準、分析方法
10、</p><p> 副產品主要質量指標及執(zhí)行的標準、分析方法:</p><p> 表2-4 副產品主要質量指標及執(zhí)行的標準、分析方法</p><p><b> 2.5工藝流程</b></p><p><b> 萃取精餾:</b></p><p> 碳4原料由碳4原料
11、泵抽出,然后進入丁二烯萃取精餾塔T-0101A。萃取劑乙腈加入T-0101A,丁烷、丁烯餾分自T-0101A塔頂餾出。T-0101A塔釜液由塔釜泵抽出,送至丁二烯萃取精餾塔T-0101B塔。T-0101B塔頂氣相物料返回T-0101A塔釜。</p><p> 溶劑解吸塔T-0102a設有以蒸汽為熱源的重沸器給塔供熱,以保證釜溫, T-0102a塔側線抽出的物料,送至炔烴側線塔T-0103塔底。T-0102a塔底
12、為解吸干凈的乙腈,由溶劑解吸塔釜液泵抽出,再作為萃取溶劑進入T-0101A/B和T-0102A/B塔中。</p><p> 炔烴萃取精餾塔T-0103塔底接受來自溶劑解吸塔T-0102A頂?shù)臍庀辔锪希渌撼槌?,作為溶劑解吸塔T-0102a回流液進入該塔塔頂,在T-0103塔加入溶劑乙腈,塔頂氣相丁二烯餾分,C4的炔烴換熱后一部分回流到T-0103,另一部分焚燒掉。</p><p>&
13、lt;b> 精餾過程:</b></p><p> 由T-0102B塔頂來的氣相粗丁二烯進入脫重組分塔T-0201a的塔釜,經脫重組分塔回流泵抽出,一部分作為T-0201A回流進入該塔,另一部分采出去丁二烯水洗塔T-0301。塔釜液經脫重組分塔釜液泵抽出,一部分作為T-0103塔的回流進入T-0102b塔頂,其余部分進入T-0201b塔。</p><p> 脫重組分塔
14、設有循環(huán)溶劑為熱源的中間再沸器E-0202,塔釜設有以熱水為熱源的再沸器,以保證釜溫,T-0201b塔頂氣相全部進入T-0201a塔的塔釜,而塔釜重組分抽出,經殘夜冷卻器用循環(huán)水冷卻后,送往二聚物水洗塔T-0303。</p><p> 從T-0301塔頂來的以除去夾帶乙腈的粗丁二烯直接進入脫輕組分塔T-0202,粗丁二烯中的丙炔的C3輕組份在T-0202中被全部脫除。塔頂餾出物經脫輕組分塔冷凝器用循環(huán)水冷凝后,
15、進入脫輕組分塔回流罐V-0202,再由脫輕組分塔回流泵抽出,作為回流返回T-0202塔,V-0202的氣相部分排入火炬系統(tǒng)。塔釜產品丁二烯由E0203冷凝后進入V-0203再由P-0204a/b送到201罐。</p><p> 2.6三廢處理及防火防暴</p><p><b> 2.6.1三廢處理</b></p><p> 表2-5 三廢
16、處理一覽表</p><p><b> 2.6.2防火防暴</b></p><p> 甲級防火,Q-2級防暴。</p><p><b> 2.7車間定員</b></p><p> 表2-6 車間定員一覽表</p><p> 2.8原料,產品,副產品規(guī)格</p&g
17、t;<p> 表2-1 原料規(guī)格</p><p> 表2-2 產品主要質量指標及執(zhí)行的標準、分析方法</p><p> 表2-3副產品主要質量指標及執(zhí)行的標準、分析方法:</p><p> 表2-4 分析項目一覽表</p><p> 表2-5 測量及控制儀表一覽表 </p><p>
18、第二篇 計算部分</p><p><b> 物料衡算</b></p><p> 3.1 設計計算基礎數(shù)據</p><p> 設計(論文)主要條件及技術參數(shù)</p><p> 1、產量:9萬噸丁二烯/年</p><p><b> 2、生產方法:精餾</b><
19、/p><p> 3、生產天數(shù):300天/年(7200小時)</p><p><b> 4、原料規(guī)格:</b></p><p> 表 3-1 原料規(guī)格</p><p><b> 5、各塔產品回收率</b></p><p> T0201(脫重組分塔):塔頂產品中1,3-丁
20、二烯收率:99.9%,</p><p> 塔釜產品中順-2-丁烯收率:91.8%;</p><p> T0202(脫輕組分塔):塔頂產品中丙炔收率:99.9%,</p><p> 塔釜產品中1,3-丁二烯收率:99.5%。</p><p><b> 6、操作壓力:</b></p><p>
21、 表 3-2 操作壓力</p><p><b> 設計基礎數(shù)據</b></p><p> 表 3-3 各組分的相對分子質量</p><p> 郭天民等.多元汽-液平衡和精餾[M].北京:化學工業(yè)出版社,1983,593-631</p><p> 表 3-4 各組分的物性數(shù)據</p><p&
22、gt; 注:1克分子=1mol,1kcal/(kmol·℃)=4.1868kJ/(kmol·℃)。</p><p> 盧煥章等.石油化工基礎數(shù)據手冊[M].北京:化學工業(yè)出版社,1982,307-323</p><p><b> 3.2物料計算</b></p><p><b> 3.2.1已知條件</
23、b></p><p> 本設計的物系中:丁炔制取二丁炔。</p><p> 表 3-6 各組分序號</p><p> ?、翊砻撝亟M分塔,Ⅱ代表脫輕組分塔。</p><p> 由 表 3-1和表 3-3 得:</p><p> 原料的平均摩爾質量:</p><p><b>
24、; 根據設計條件 得:</b></p><p> 3.2.2計算脫重組分塔塔頂、塔釜溫度及組成</p><p> 對于脫重組分塔(Ⅰ):請關鍵組成1,3-丁二烯(LK),重關鍵組成順-2-丁烯(HK)計算</p><p> 若表示輕關鍵組成在溜出夜中的回收率。</p><p> 表示重關鍵組成在溜出夜中的回收率。<
25、/p><p> 用EXCEL試差法求塔頂塔釜的溫度及組成</p><p> 有安托因公式求各溫度下pi0 , lnpi0=A-B/(T+C) , αij= pi0/ pj0</p><p> 求得塔頂溫度370c,塔釜溫度55.70c。 </p><p> 脫重塔塔頂塔底溫度計算</p><p> 表 3-8
26、 各溫度下的pi0和αlh的值</p><p><b> 由芬斯克公式的 、</b></p><p> 解得 由EXCEL計算 </p><p><b> 所以 </b></p><p> 根據質量守恒定律:∑進入=∑排除</p><p> 精餾塔的進出物料基本相
27、等,符合質量守恒定律</p><p> 塔頂組成yi=di/D 塔釜組成xi=wi/W</p><p> (2) 校核所設的塔頂塔釜溫度是否正確</p><p> ?。╝) 如果所設的塔頂溫度為露點溫度 則</p><p> 在誤差允許范圍內,因此所設的塔頂溫度正確T=370c</p><p>
28、(b)如果所設塔釜溫度為泡點溫度 , 則</p><p> 在誤差允許范圍內所設的塔釜溫度正確 T=55.70 c 。</p><p> 計算脫輕組分塔塔頂塔釜溫度及組成</p><p> 表 3-11 脫輕組分塔的進料組成和流率 如下表</p><p> 設此塔輕關鍵組分為 丙炔 ,重關鍵組分為1,3-丁二烯</p&g
29、t;<p> 由進料流率和輕重關鍵組分的收率得</p><p> 用試差法EXCEL求塔頂塔釜組成,流率及溫度</p><p> 用安托因公式求各溫度下pi0 lnpi0=A-B/(T+C) , αij= pi0/ pj0</p><p> 求得塔頂溫度39.50c,塔釜溫度54.230c。</p><p> 脫輕塔
30、塔頂塔底溫度計算</p><p> 表 3-12 各溫度下的pi0和αlh的值</p><p><b> 由芬斯克公式</b></p><p> 解得 由EXCEL計算 </p><p> 表 3-13 脫重塔流出無聊的摩爾流量 kmol/h</p><p> 塔頂組成yi=di/D
31、 塔釜組成xi=wi/W</p><p> (2) 校核所設的塔頂塔釜溫度是否正確</p><p> ?。╝) 如果所設的塔頂溫度為露點溫度 則</p><p> 在誤差允許范圍內,因此所設的塔頂溫度正確T=39.50c</p><p> ?。╞)如果所設塔釜溫度為泡點溫度 則</p><p>
32、在誤差允許范圍內所設的塔釜溫度正確 T=54.230 c 。</p><p> 3.2.4計算回流比及理論板數(shù)</p><p><b> 計算最小回流比</b></p><p> 3.2.4.1.1求泡點溫度</p><p><b> a 脫重組分塔</b></p><
33、;p> 因為脫重組分塔為氣相進料,所以不涉及到泡點溫度。</p><p><b> b 脫輕組分塔</b></p><p> 經試差EXCEL,設其泡點溫度為T=54.230 c</p><p> 表 3-15 由安托因公式計算該溫度下各組分的泡點蒸汽壓</p><p> 該塔進料壓力為610kpa ≈
34、610.0648kpa</p><p> 所以 在誤差允許范圍內,可認為該塔的泡點溫度54.230 c</p><p> 3.2.5計算回流比R、最小回流比Rm、理論板數(shù)N理、Nmin</p><p> 脫重組分塔Rm Nmin</p><p> 因為 氣相(露點)進料, 所以q=0</p><p>
35、 用思特伍德法求回流比</p><p><b> 由(2)試得</b></p><p> 經EXCEL試差法得=1.0118 時, </p><p> 即 =1.0118 成立</p><p> 由 (1)試 求Rm</p><p> Rm+1=4.3104 即Rm=3.3104
36、</p><p> 用芬斯克公式 求Nm </p><p><b> 求R </b></p><p><b> 由QLUJI 公式</b></p><p> R=1.5236*Rm=1.4823*3.3104=4.9894</p><p><b> 求N理
37、</b></p><p> 由Gilliland 回歸公式得</p><p> N理 =58.6545塊</p><p> 求精餾段nm ,n理</p><p><b> 用芬斯克公式 </b></p><p><b> ?。╞)脫輕塔</b></p
38、><p> 該塔進料溫度與泡點溫度的平均值(54.23+41)/2=47.62℃</p><p> 表 3-16 《石油化工手冊》查各溫度下的 Cp , rc 前面資料中有詳細物性數(shù)據</p><p><b> 經計算得</b></p><p> 表 3-17 脫輕塔進料流率與組成</p><
39、;p> ?。ㄒ唬?用思伍德法求回流比</p><p><b> 由(2)試 </b></p><p> 經試差法XCEL得 </p><p> 由(1)試 求Rm </p><p> Rm=88.448=88 </p><p> (二)用芬斯克公式 求Nm </p>
40、;<p><b> (三) 求R</b></p><p><b> 由QLUJI 公式</b></p><p> R=1.3149*Rm=1.3152*89.1342=116.3276</p><p><b> ?。ㄋ模?求N理</b></p><p>
41、由Gilliland 回歸公式得</p><p> X=(R-)/(R+1)=0.242</p><p> y =0.545827-0.591422x+0.002743/x</p><p> N理 =32.1889塊</p><p> (五)求精餾段nm ,n理</p><p><b> 用芬斯克公
42、式 </b></p><p><b> 熱量橫算</b></p><p><b> 4.1操作條件</b></p><p> 4.1.1塔頂塔釜溫度</p><p> 脫重塔塔頂是冷凝器,塔釜溫度如前所求。</p><p> 脫輕塔塔頂是分凝器,相當于一
43、塊理論版,因此塔頂溫度有分凝器推算:</p><p> 求脫輕塔塔頂溫度:根據公式 ,求得39.50c下各組分的xi</p><p> 表 3-18 脫輕塔各組分的xi值</p><p><b> 所以 </b></p><p> ∵精餾段操作線方程為:</p><p><b>
44、; , </b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴</b></p><p> 設塔頂溫度為44℃,在該溫度下各組分的如下:</p><p><b> ,,, </b></p><p><b&g
45、t; ∴</b></p><p> 在誤差允許范圍內,∴</p><p> 4.1.2實際板數(shù)、實際進料板位置、板效率</p><p> 根據,知 查表對得 </p><p> 脫重組分塔板效率 </p><p> 脫輕組分塔板效率 </p><
46、;p><b> ∴操作條件如下表</b></p><p> 表 3-19 脫重與脫輕塔操作條件</p><p><b> 熱量計算</b></p><p> 取0℃為基準溫度,Cp去該處溫度和基準溫度的平均值,γc取該處溫度下的值,由《石油化工基礎數(shù)據手冊》查得如下數(shù)據</p><p&g
47、t; 表 3-20 查表各組分不同溫度下的Cp、γc</p><p> 表 3-21 指定溫度下的的γc值</p><p> 計算各溫度下Cp,γc的平均值,,結果如下表:</p><p> 表 3-21 各溫度下Cp、γc的平均值</p><p> 4.2.1脫重組分塔</p><p> 圖 3-1
48、 熱量橫算示意圖</p><p><b> ∵, </b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> 又, </b></p><p><b> ∴<
49、;/b></p><p> 再沸器循環(huán)水由95℃降到61℃需熱水量</p><p><b> ∵</b></p><p><b> ∴</b></p><p> 塔頂冷凝器冷卻水由20℃升到30℃,需冷水量</p><p><b> ∵</b&
50、gt;</p><p><b> ∴</b></p><p><b> 4.2.2脫輕塔</b></p><p> 圖 3-2 熱量橫算示意圖</p><p><b> ∵, </b></p><p><b> ∴ </b>
51、;</p><p><b> ∴ </b></p><p> 再沸器循環(huán)水由95℃降到61℃需熱水量μ1</p><p><b> ∵</b></p><p><b> ∴</b></p><p> 塔頂冷凝器冷卻水由20℃升到30℃,需冷水量
52、</p><p><b> ∵</b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> 設備計算</b></p><p><b> 5.1計算氣液負荷</b></p><p> 5.1.1 脫重組分塔<
53、;/p><p><b> 精餾段:</b></p><p><b> 提餾段:</b></p><p> 5.1.2 脫輕組分塔</p><p><b> 精餾段: </b></p><p><b> 提餾段:</b><
54、/p><p> 由《石油化工基礎數(shù)據手冊》得到下列各平均溫度下的密度():</p><p> 表 3-22 各溫度下的密度</p><p><b> ∵</b></p><p> ∴各溫度下的ρm值如下表:</p><p> 表 3-23 指定溫度下的密度</p><
55、p> 表 3-23 各組分的M如下表</p><p><b> 求氣體的體積:</b></p><p><b> 脫重組分塔:</b></p><p><b> 脫輕組分塔:</b></p><p> ∵1,3—丁二烯含量很高,可近似用它的體積代替,由《石油化
56、工基礎數(shù)據手冊》查得1,3—丁二烯的</p><p> a.在脫輕脫重組分塔的塔頂塔釜溫度下的Z及V,如表:</p><p> 表 3-24 塔頂塔釜的體積值如下</p><p> 表 3-25 所求的兩塔的氣液負荷如下表</p><p><b> 5.2脫重塔</b></p><p>
57、 5.2.1脫重塔計算</p><p><b> ?。╝)初估塔徑</b></p><p> ∵脫重組分塔塔頂1,3—丁二烯已超過98%,用物化數(shù)據代替原始數(shù)據</p><p><b> 精餾段</b></p><p><b> ?。?)氣液負荷</b></p>
58、;<p><b> 指在下的值。</b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> ?。?)氣液相重度:</b></p><p><b> (3)液體表面張力</b></p><p> ?。?)液體粘度和氣體黏度&
59、lt;/p><p><b> ?。?)塔板數(shù)</b></p><p> ?。?)操作溫度及壓強</p><p><b> 提餾段:</b></p><p><b> ?。?)氣液負荷</b></p><p><b> ∴</b>&l
60、t;/p><p><b> ?。?)氣液相重度:</b></p><p><b> ?。?)液體表面張力</b></p><p> ?。?)液體粘度和氣體黏度</p><p><b> ?。?)塔板數(shù)</b></p><p> (6)操作溫度及壓強<
61、/p><p><b> 精餾段</b></p><p> ?。?)計算允許空塔氣速:</p><p><b> ∵</b></p><p><b> 取板間距 </b></p><p><b> 則</b></p>
62、<p><b> 動態(tài)參數(shù)</b></p><p> 由《化工原理》下冊查得C=0.114</p><p> 負荷系數(shù)的表面張力校正查得</p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴</b></p><p>&
63、lt;b> 適宜氣速</b></p><p><b> ?。?)由式</b></p><p><b> 按標準圓整取</b></p><p><b> 可見空塔氣速</b></p><p><b> 提餾段:</b></p&
64、gt;<p> ?。?)計算允許空塔氣速:</p><p><b> ∵, </b></p><p><b> 取板間距, </b></p><p><b> 則</b></p><p><b> 動態(tài)參數(shù)</b></p>
65、<p> 由《化工原理》下冊查得</p><p> 負荷系數(shù)C表面張力校正查得</p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴</b></p><p><b> 適宜氣速</b></p><p><b&g
66、t; ?。?)由式</b></p><p><b> 按標準圓整取</b></p><p><b> 可見空塔氣速</b></p><p><b> (b)溢流程度選擇</b></p><p><b> 精餾段:,提餾段:</b><
67、;/p><p> 由《化工原理課程設計》選單流型塔板弓形堰</p><p><b> ?。╟)溢流裝置</b></p><p><b> ?。?求堰長</b></p><p><b> 由表取</b></p><p> ?。?校正液體在降液管中停留時間:
68、</p><p><b> ∵</b></p><p><b> ∴精餾段:(可以)</b></p><p><b> 提餾段:(可以)</b></p><p><b> c 堰高</b></p><p><b>
69、 精餾段:</b></p><p> 由《化工原理》下冊查得</p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴,取</b></p><p><b> 提餾段:</b></p><p><b> ,
70、 </b></p><p> 由《化工原理》下冊查得</p><p><b> ∴</b></p><p><b> ∴,取</b></p><p> d 降液管的下端的下端和下層板的間距</p><p><b> 精餾段:有式</b&g
71、t;</p><p> ?。篽0 =98mm</p><p> (L—塔內液體流量 m3/s ,</p><p> u0—液體通過降壓管底部時的u(m/s),一般取0.07—0.25)</p><p><b> 提餾段:</b></p><p><b> h0 =97mm&l
72、t;/b></p><p><b> (c)浮閥數(shù)目計算</b></p><p> 浮閥的選型及數(shù)目的計算,排列,開孔率(去標準F—1浮閥)</p><p><b> 浮閥型式:</b></p><p> 根據文獻(5),本設計選用型重閥,閥片厚度 =2mm,閥質量為33g,H=11.
73、5mm,L=15.5mm,Ф39mm,浮閥最大開度8.5mm,最小開度2.5mm。</p><p><b> 閥孔氣速:</b></p><p> 根據閥孔動能因數(shù),, F0在9-12之間 取F0=11</p><p><b> 浮閥數(shù)的確定:</b></p><p><b>
74、 根據 其中。</b></p><p> 查設計參考資料(1),取同一排孔心距t=75mm,按正三角形順排排列,排得伐數(shù)N=498個,</p><p> 按N=485個重新核算孔速及伐孔動能因子,</p><p> 伐孔動能因子變化不大,仍在9-12范圍內,故設計合理。</p><p><b> 塔板開孔率:
75、</b></p><p> ,在4%-15%范圍內,設計滿足要求。</p><p> 查設計參考資料,取同一排孔心距t=75mm,按正三角形順排排列,排得伐數(shù)N=474個,</p><p> 按N=484個重新核算孔速及伐孔動能因子,</p><p> 伐孔動能因子變化不大,仍在9-12范圍內,故設計合理。</p&g
76、t;<p><b> 塔板開孔率:</b></p><p> ,在4%-15%范圍內,設計滿足要求。</p><p><b> ?。╠)塔板計算</b></p><p><b> a 塔般的分塊</b></p><p> 根據文獻,因,故塔板采用分塊式,
77、以便通過人孔裝拆塔板。</p><p><b> ?。狻∵吘墔^(qū)寬度確定</b></p><p><b> ?。恪¢_孔區(qū)面積計算</b></p><p><b> 其中:</b></p><p><b> 故 </b></p><
78、;p><b> ?。╡)阻力計算</b></p><p><b> ?。?精餾段</b></p><p><b> ?、瘛「砂遄枇τ嬎?lt;/b></p><p><b> 干板阻力,</b></p><p> ?、颉饬鞔┻^板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?/p>
79、</p><p> 氣體通過每層塔板的液柱高度</p><p> ?、蟆怏w通過每層塔板的壓降為</p><p><b> ?。?提餾段</b></p><p><b> ?、瘛「砂遄枇τ嬎?lt;/b></p><p><b> 干板阻力,</b><
80、;/p><p> ?、颉饬鞔┻^板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?lt;/p><p> 氣體通過每層塔板的液柱高度</p><p> ?、蟆怏w通過每層塔板的壓降為</p><p><b> ?。╢)淹塔校核</b></p><p><b> a 精餾段</b></p>
81、<p> 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清夜高度</p><p> 液柱通過降液管的壓頭損失</p><p><b> 板上清夜高度</b></p><p><b> 則</b></p><p><b> 已選定,</b></p>&
82、lt;p><b> 所以</b></p><p><b> 可見,故不會淹塔。</b></p><p><b> b 提餾段</b></p><p> 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清夜高度</p><p> 液柱通過降液管的壓頭損失</p>
83、;<p><b> 板上清夜高度</b></p><p><b> 則</b></p><p><b> 已選定,</b></p><p><b> 所以</b></p><p><b> 可見,故不會淹塔。</b&
84、gt;</p><p><b> (i)霧沫夾帶校核</b></p><p><b> a 精餾段</b></p><p> 由設計參考資料(2)查泛點負荷因數(shù)圖及物性系數(shù)K,得</p><p><b> 取較大</b></p><p><
85、b> b 提餾段</b></p><p> 由設計參考資料(2)查泛點負荷因數(shù)圖及物性系數(shù)K,得</p><p> ?。╤)塔板負荷性能圖</p><p><b> a 精餾段</b></p><p><b> Ⅰ 物沫夾帶線</b></p><p>
86、; 按泛點率80%計算,即</p><p><b> 整理得,</b></p><p> 由上式知,物沫夾帶線為一直線,在操作范圍內任取兩個值,可求得值。</p><p><b> 計算如下表:</b></p><p> 由此作得物沫夾帶線。</p><p><
87、;b> ?、颉∫悍壕€</b></p><p><b> 令 </b></p><p><b> 由 </b></p><p><b> 故 </b></p><p><b> ?、蟆∫合嘭摵缮舷蘧€</b><
88、/p><p> 取作為液體在降液管中的停留時間的下限,</p><p> 液相負荷上限線在VS–LS坐標圖上為與氣體流量VS無關的垂直線,如圖氣液負荷性能圖。</p><p><b> ?、簟÷┮壕€</b></p><p><b> 對于F1型重閥,依</b></p><p&g
89、t;<b> ?、酢∫合嘭摵上孪?lt;/b></p><p> 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件,作出液相負荷下限線,該線為與氣相流量無關的豎直線。</p><p> 圖 3-3 脫重塔精餾段塔板負荷性能圖</p><p> 在負荷性能圖上,作出操作點,與原點連接,即為操作線。由圖可知,該賽辦的操作上線為液泛控制,下限為漏液控制。由圖查得
90、</p><p><b> 故彈性操作為 </b></p><p><b> b 提餾段</b></p><p><b> ?、?霧沫夾帶線</b></p><p> 按泛點率80%計算,即</p><p><b> 整理得,&l
91、t;/b></p><p> 由上式知,物沫夾帶線為一直線,在操作范圍內任取兩個值,可求得值。</p><p><b> 計算如下表:</b></p><p> 由此作得物沫夾帶線。</p><p><b> ?、?液泛線</b></p><p><b>
92、; 令 </b></p><p><b> 故 </b></p><p><b> ?、?液相負荷上限線</b></p><p> 取作為液體在降液管中的停留時間的下限,</p><p> 液相負荷上限線在VS–LS坐標圖上為與氣體流量VS無關的垂直線,如圖氣液負荷性
93、能圖。</p><p><b> ?、?漏液線</b></p><p><b> 對于F1型重閥,依</b></p><p><b> ?、?液相負荷下限</b></p><p> 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件,作出液相負荷下限線,該線為與氣相流量無關的豎直線。<
94、;/p><p> 圖 3-4 脫重塔提餾段塔板負荷性能圖</p><p> 在負荷性能圖上,作出操作點,與原點連接,即為操作線。由圖可知,該賽辦的操作上線為液泛控制,下限為漏液控制。由圖查得</p><p><b> 故彈性操作為 </b></p><p><b> 換熱器計算</b>&l
95、t;/p><p> 5.2.2脫重組分塔塔頂冷凝器的計算</p><p> 已知數(shù)據:水的物性數(shù)據如下;</p><p> 此換熱器將液料由37℃下的氣體變?yōu)?7℃下的液體。</p><p> 查得37料液物性數(shù)據如下; </p><p> 料液的質量流量: </p><p>
96、; 料液的比熱 : </p><p> 料液的導熱系數(shù) : </p><p> 料液的粘度 : </p><p> 料液的密度 :</p><p> 由熱量衡算可知Q=2941747.509千卡/h=3418.963(kw)</p><p> 物料進口溫度37℃,出口溫度37
97、℃ </p><p> 冷卻水進口溫度20℃,出口溫度30℃</p><p> ?。╝)計算傳熱量和對數(shù)平均溫差:</p><p> 物料: 37℃(l)→37℃(g) </p><p> 冷卻水: 20℃→30℃</p><p><b> ∵ </b&
98、gt;</p><p> 查《化工原理》下冊 φ=1 △tm=△tm=12℃ </p><p> 估算冷凝段傳熱面積:</p><p> 取 K = 1000Kcal/m2﹒h.℃ (K為傳熱系數(shù))</p><p> 考慮15%的面積裕度</p><p> (b)初步確定傳熱氣型號</
99、p><p> 水走管程料液走殼程,為方便清洗采用浮頭式換熱器,由表查得u<icp 液體在管內的最大流速為2.4m/s,取ui=1m/s</p><p> 選用規(guī)格 管內徑為0.02m</p><p><b> 取管長=6m 時</b></p><p> 查表《化工原理》上冊得 管程數(shù)N=2 管子根數(shù)n=14
100、70(根) </p><p><b> 中心排管數(shù)=42</b></p><p> 6管程,一臺換熱器的總管程數(shù)為1470根,查得適當?shù)母☆^換熱器的型號為</p><p> ,每管程數(shù)為1470/2=750根</p><p> N=A/(0.025*6*3.142)=293根</p><p&
101、gt;<b> ∴ 管數(shù)</b></p><p><b> 實際流速 </b></p><p><b> 管長:</b></p><p> 即兩根管子為一個最小管程</p><p> ?。╟)傳熱系數(shù)K的校核</p><p> a 管內水
102、的對流傳熱系數(shù):αi</p><p><b> 管內水的流速 </b></p><p> 式中u采用工程單位[千克力秒/m2], 1[千克力秒/m2]=9810cp</p><p> b 管外(殼程)原油的對流傳熱系數(shù)</p><p> 取三角形排列 u=0.134cp</p><p&
103、gt;<b> 即</b></p><p> C 總傳熱系數(shù)k0, 傳熱管兩側污垢熱阻均取0.0005</p><p><b> ?。╠)計算傳熱面積</b></p><p> (按上述核算所得k0值)</p><p><b> ?。╡)計算阻力損失</b></p&
104、gt;<p><b> a 管程阻力損失</b></p><p> 由《化工原理》上冊查得鋼管ε=0.05</p><p> 由《化工原理》上冊查得Rei=26292.62, ε/d=0.0025 時</p><p><b> λ=0.03</b></p><p> 式中:
105、折流板數(shù)目 (h 為折流版的板間距《化工手冊》 取h=0.45)。</p><p> 流經管程和殼程流體的壓力降未超過30000N/m2,所以以上核算表明選用AES-1-421.6-6/25-1 Ⅰ型換熱器能符合要求。</p><p> 5.2.3脫重組分塔選泵</p><p> ?。ㄓ嬎忝撝厮亓鞅茫?lt;/p><p> 已
106、知最大的流量Q=L=109.495m3/h </p><p> 根據柏努力方程確定此流量下流過管路所需的揚程為:</p><p> 此塔有4個人孔,其人孔的板間距為0.6m,裙座高5m,封頭0.6m</p><p> 釜液停留時間為15分鐘,因為釜液體積為</p><p> ?。ㄆ渲蠰'為提留段下
107、降液體流量0.03417m3/s)</p><p><b> 釜液高度為</b></p><p><b> 回流罐高度為7米</b></p><p> 在此過程中,管長120m,7個900彎頭,4個閥,兩個閥闌,一個截止閥,一個止逆閥,管徑9cm,一個突然擴大閥,70個彎頭</p><p>&
108、lt;b> 四個閥:</b></p><p> 一個突然擴大:(其中L為提留段下降液體流量0.02731m3/s)</p><p> 查《化工手冊》上冊,得λ=0.015</p><p> 由《化工原理》書中查到與其相符的的泵:</p><p> 所選泵應取IS125-100-315型號</p>&l
109、t;p> 表3-26 IS125-100-315型號離心泵性能表</p><p><b> 5.3脫輕組</b></p><p> 5.3.1脫輕塔計算</p><p><b> 操作壓力與溫度</b></p><p> 塔頂壓力:590kPa 塔頂溫度
110、:39.5℃</p><p> 進料壓力:610kPa 進料溫度:41℃</p><p> 塔釜壓力:630kPa 塔釜溫度:54.24℃</p><p> 精餾段平均壓力:600kPa 精餾段平均溫度:40.25℃</p><p> 提餾段平均壓力:620kPa
111、 提餾段平均溫度:47.62℃</p><p><b> 精餾段:</b></p><p> ?。?)氣液負荷,指在下的值。</p><p><b> ?。?)氣液相重度:</b></p><p><b> ?。?)液體表面張力</b></p>
112、<p> (4)液體粘度和氣體粘度</p><p><b> ?。?)塔板數(shù)</b></p><p> (6)操作溫度及壓強</p><p><b> 提餾段:</b></p><p><b> ?。?)氣液負荷</b></p><p>
113、<b> ?。?)氣液相重度:</b></p><p><b> ?。?)液體表面張力</b></p><p> ?。?)液體粘度和氣體黏度</p><p><b> ?。?)塔板數(shù)</b></p><p> (6)操作溫度及壓強</p><p>&l
114、t;b> 初估塔徑</b></p><p> a.精餾段的氣、液相體積流率為</p><p><b> 由</b></p><p> 式中C由《化工原理課程設計》中5-5式計算,其中由圖5-1查取,圖的橫坐標為</p><p> 取板間距,板上液層高度,則</p><p&g
115、t; 查圖5-1得 </p><p> 取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為</p><p> 按標準塔徑圓整后為 </p><p><b> 塔截面積為</b></p><p><b> 實際空塔氣速為</b></p><p> b.提餾段的氣、液相體積流率
116、為</p><p><b> 由</b></p><p> 式中C由《化工原理課程設計》中5-5式計算,其中由圖5-1查取,圖的橫坐標為</p><p> 取板間距,板上液層高度,則</p><p> 查圖5-1得 </p><p> 取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為</p&
117、gt;<p> 按標準塔徑圓整后為 </p><p><b> 塔截面積為</b></p><p><b> 實際空塔氣速為</b></p><p><b> 溢流程度選擇</b></p><p><b> 精餾段:,提餾段:</b&g
118、t;</p><p> 由《化工原理課程設計》選單流型塔板弓形堰</p><p><b> 溢流裝置計算</b></p><p><b> a.精餾段</b></p><p> 因塔徑,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤。各項計算如下:</p><p><b
119、> ?、?堰長</b></p><p><b> 取 </b></p><p><b> ?、?溢流堰高度</b></p><p><b> 由 </b></p><p> 選用平直堰,堰上液層高度由《化工原理課程設計》中式5-7計算,即</
120、p><p><b> 近似取E=1,則</b></p><p> 取板上清液層高度 </p><p><b> 故 </b></p><p> Ⅲ 弓形降液管寬度和截面積</p><p><b> 由</b></p><
121、p> 查《化工原理課程設計》圖5-7,得</p><p><b> 故 </b></p><p> 依《化工原理課程設計》式5-9驗算液體在降液管中停留時間,即</p><p><b> 故降液管設計合理。</b></p><p> ?、?降液管底隙高度</p>&l
122、t;p><b> 取 </b></p><p><b> 則 </b></p><p><b> >0.006m</b></p><p> 故降液管底隙高度設計合理。</p><p> 選用凹形受液盤,深度。</p><p>&
123、lt;b> ?、?塔板的分塊</b></p><p> 因,故塔板采用分塊式。查《化工原理課程設計》表5-3得,塔板分為3塊。</p><p><b> Ⅶ 邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p><b> 取,。</b></p><p> ?、?開孔區(qū)面積的計算</p
124、><p> 開孔區(qū)面積按《化工原理課程設計》式5-12計算,即</p><p><b> 其中 </b></p><p><b> 故</b></p><p><b> 浮閥數(shù)計算</b></p><p> 本設計所處理的物系無腐蝕性,可選用碳
125、鋼板,孔直徑。</p><p> 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為</p><p><b> 篩孔數(shù)目n為</b></p><p><b> 個</b></p><p><b> 開孔率為</b></p><p><b> %<
126、;/b></p><p> 氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b> b.提餾段</b></p><p><b> ?、?溢流裝置計算</b></p><p> 因塔徑,可選用單溢流弓形降液管,采用凹形受液盤。各項計算如下:</p><p><b>
127、; ?、?堰長</b></p><p><b> 取 </b></p><p><b> Ⅲ 溢流堰高度</b></p><p><b> 由 </b></p><p> 選用平直堰,堰上液層高度由《化工原理課程設計》中式5-7計算,即</p&g
128、t;<p><b> 近似取,則</b></p><p> 取板上清液層高度 </p><p><b> 故 </b></p><p> ?、?弓形降液管寬度和截面積</p><p><b> 由</b></p><p>
129、 查《化工原理課程設計》圖5-7,得</p><p> 依《化工原理課程設計》式5-9驗算液體在降液管中停留時間,即</p><p><b> 故降液管設計合理。</b></p><p><b> ?、?降液管底隙高度</b></p><p><b> 取 </b>&
130、lt;/p><p><b> 則 </b></p><p><b> >0.006m</b></p><p> 故降液管底隙高度設計合理。</p><p> 選用凹形受液盤,深度。</p><p><b> 塔板計算</b></p>
131、;<p><b> ?、?塔板的分塊</b></p><p> 因,故塔板采用分塊式。查《化工原理課程設計》表5-3得,塔板分為3塊。</p><p><b> ?、?邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p><b> 取,。</b></p><p> 開孔區(qū)
132、面積按《化工原理課程設計》式5-12計算,即</p><p><b> 其中 </b></p><p><b> 故</b></p><p> 本設計所處理的物系無腐蝕性,可選用碳鋼板,取篩孔直徑。</p><p> 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t為</p><p&
133、gt;<b> 孔數(shù)目n為</b></p><p><b> 個</b></p><p><b> 開孔率為</b></p><p><b> %</b></p><p> 氣體通過閥孔的氣速為</p><p><b
134、> 阻力計算</b></p><p><b> a.精餾段</b></p><p><b> 1.塔板壓降</b></p><p> (1).干板阻力計算</p><p> 干板阻力由《化工原理課程設計》式5-19計算,即</p><p> 由
135、,查《化工原理課程設計》圖5-10得,</p><p><b> 故 </b></p><p> ?。?).氣體通過液層的阻力計算</p><p> 氣體通過液層的阻力由《化工原理課程設計》式5-20式計算,即</p><p> 查《化工原理課程設計》圖5-11,得。</p><p>&l
136、t;b> 故 </b></p><p> ?。?).液體表面張力的阻力的計算</p><p> 液體表面張力所產生的阻力由《化工原理課程設計》式5-23計算,即</p><p><b> 液柱</b></p><p> 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算,即</p><
137、p><b> 液柱</b></p><p> 氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b> ?。ㄔO計允許值)</b></p><p><b> 2.液面落差</b></p><p> 對于篩板塔,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
138、響。</p><p><b> 淹塔校核</b></p><p><b> a 精餾段</b></p><p> 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清夜高度</p><p> 液柱通過降液管的壓頭損失</p><p><b> 板上清夜高度</
139、b></p><p><b> 則</b></p><p><b> 已選定,</b></p><p><b> 所以</b></p><p><b> 可見,故不會淹塔。</b></p><p><b>
140、 b 提餾段</b></p><p> 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生,要求控制降液管中清夜高度</p><p> 液柱通過降液管的壓頭損失</p><p><b> 板上清夜高度</b></p><p><b> 則</b></p><p><b>
141、 已選定,</b></p><p><b> 所以</b></p><p><b> 可見,故不會淹塔。</b></p><p><b> 液沫夾帶</b></p><p> 液沫夾帶量由《化工原理課程設計》式5-24計算,即</p><
142、p><b> 故 </b></p><p> 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。</p><p><b> 4.漏液</b></p><p> 對篩板塔,漏液點氣速可由《化工原理課程設計》式5-25計算,即</p><p><b> 實際孔速 </b><
143、;/p><p><b> 穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p> 故在本設計中無明顯漏液。</p><p><b> 5.液泛</b></p><p> 為防止塔內發(fā)生液泛,降液管內液層高應服從《化工原理課程設計》式5-32的關系,即 </p><p> 本設計中物系屬
144、一般物系,取,則</p><p> 板上不設進口堰,可由《化工原理課程設計》式5-30計算,即</p><p><b> 液柱</b></p><p> 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。</p><p><b> b.提餾段</b></p><p><b>
145、 1.塔板壓降</b></p><p> (1).干板阻力計算</p><p> 干板阻力由《化工原理課程設計》式5-19計算,即</p><p> 由 ,查《化工原理課程設計》圖5-10得,</p><p><b> 故 </b></p><p> ?。?).氣體通過液層的
146、阻力計算</p><p> 氣體通過液層的阻力由《化工原理課程設計》式5-20式計算,即</p><p> 查《化工原理課程設計》圖5-11,得。</p><p><b> 故 </b></p><p> ?。?).液體表面張力的阻力的計算</p><p> 液體表面張力所產生的阻力由《
147、化工原理課程設計》式5-23計算,即</p><p><b> 液柱</b></p><p> 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算,即</p><p><b> 液柱</b></p><p> 氣體通過每層塔板的壓降為</p><p><b> (設計
148、允許值)</b></p><p><b> 2.液面落差</b></p><p> 對于篩板塔,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。</p><p><b> 3.液沫夾帶</b></p><p> 液沫夾帶量由《化工原理課程設計》式5-24計算,即
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