年產10萬噸苯乙烯工藝設計(畢業論文)-資料下載頁

　　

【正文】 故氣體流通截面積Aˊ對于塔的橫截面之比為：Aˊ/AT=（1－）/1=∴AT=Aˊ/=塔徑Dˊ為:=根據塔設備系列規格化，；則：塔的橫截面積AT為：AT=π247。4=；氣體通道截面A為：A==；降液管橫截面Af為：Af==；經面積校核后的實際氣速為：U=Vg/A=；實際氣速與泛點氣速的比值為：U/Uf100%=100%=%；(3) 堰的計算：已求得塔徑為：，流體流量為：，在此情況下，對照表101數據，故所選單流型合適，得堰長lw為：lw===； 圖1堰液頭how的計算(堰上液層高度)：由：查得：（下冊圖1048）液流收縮系數E為：E=；hl—泡沫層沉清高度、hL—板上液層高度（下冊P184式1034）弗朗西斯Francis公式得： hf—泡沫層高度、ho—降液管底縫隙高度 圖2 （適用于平直堰，最小不能低于6mm）取堰高hw=，則堰高和堰液頭之和為：hw+how=+=(4) 液沫夾帶量的計算：由液氣流動參數和泛點百分率查圖1047（下冊P183）。已知：Flv=、% 查得：液沫夾帶分率Ψ=，即：夾帶百分率為：eV=() L/V100%=%＜10%所以在此情況下，不會發生過量液沫夾帶，對板效率影響甚微，滿足工藝要求。(5) 篩孔直徑和塔板布置：取篩孔直徑do=6mm；（一般在3～8mm，推薦使用4～6mm）篩孔間距t==15mm（t=～5do）在有效截面上塔板的開孔率為：； = 圖3取塔板上安定區寬度Ｗs=，邊緣區寬度Ｗc=，按堰長和塔徑比值lw/D=，查下冊P176圖1040得：Wd===鼓泡區寬度的(1/2)值 x值為： x=D/2－(Wd+Ws)=－(+)=鼓泡區半徑r的計算：r=D/2－Wc=－=塔板上開孔區有效面積（總）Aa為： =開孔區面積/塔板面積為：Aa/AT=；篩孔總面積：Ao=Aaj==；篩孔數：N=Ao/ao=247。(p247。4)=3808個氣流通過篩孔的氣速Uo為：Uo=Vg/Ao=；(6) 氣液通過塔板的壓降；氣液通過塔板的壓降由氣流通過干板的壓降和液層的壓降所組成。a) 干板壓降(hd)(P148式104)；取篩孔厚度為δ=3mm，則：板厚/孔徑=3/6=已知篩孔總面積：Ao=，氣體流通面積A=Ao/A=(自由截面百分率)由Ao/A查圖1045 (下冊P182)得：Co=(孔流系數)=b) 氣流通過液層的壓降(hl)（下冊P182，式1031）hl=b(hw+how) (式中b充氣系數可按鼓泡截面上的氣體動能因子F查圖1046得到)F===：b=\hl=(+=；c) 氣體通過一塊塔板的總壓降(hp)；hp=hd+hl=+=。(7) 液面落差△ (下冊P185，式1037)平均液體寬度：b=(D+lw)=(+)=液體流通長度：Zˊ=D－2wd=－2=泡沫層高度：hf==(+)=(根據下冊P185，式1037)得： =10－8m = （）落差很小，滿足工藝要求。(8) 液體在降液管內的停留時間（τ）；已求得降液管截面積Af=∴τ=AfHT/Vl=(10－2)=(秒)＞ (3～5秒)停留時間足夠(9) 降液管不發生液泛的校核；Hd=hw+how+△+hr+hp式中：Hd——降液管內液層高度；hw——堰高；how——堰上液層高度；hr——液體通過降液管的壓降；hp——液體通過一塊板的壓降。hr=hr1+hr2式中：h0——降液管底部與塔板之間的縫隙寬度（一般不宜小于20～25mm）；hr1——液體流經降液管底部縫隙的壓降；hr2——液體流經進口堰的壓降；A0——液體流經進口堰時的最窄截面。上述計算中，取h0=、A0=lwh0==hr=hr1+hr2=+=Hd=++10－8++=為防止液泛，降液管的總高度應大于管內泡沫層的高度，即：(HT+hw)≥（式1033）φ為相對泡沫密度，一般情況下可取：φ= (下冊P183)∴Hd/φ－hw=－=＜HT= ∴不會發生液泛。(10) 降液點氣速的計算：a) 板上清液層高度(用式1041， P186)hc=+－+(Ls/lw)(式中F動能因子)F===、b—(lw+D)hc=+－+10－4/007875=b) 漏液點氣速的計算：由hc查P186圖1049得：干板壓降hd為：= m液柱用式1221(P207)計算漏液點氣速得：式中：C0——孔流系數，已求得實際孔速為：U0=篩板塔的穩定系數K為：K=U0/U0w=(～)(依據P185，式1040)，所以不會發生漏液。(11) 塔高104塊塔板，安裝4個人孔，孔徑600mm，塔釜取2 m，裙座取2m，第一塊板到塔頂取1m，板間距HT=，所以塔高H總=。五、乙苯—苯乙烯塔附屬設備計算（1） 進料泵P—1：Q=泵進料管線DN125，流速U=當量長度=55mRe=d uρ/μ=11000/=31545 為湍流管線為無縫鋼管ε=相對粗糙度ε/d=查表：λ=管線阻力降=λ (L/d )u2/2=5512/塔壓185mmHg=總阻力降ΔP=管線阻力降+靜壓(含裙座高度)+塔壓 　　 =+(35+5)+=根據Q=,ΔP=，選P1泵為150Y75B(流量95m3/h，揚程52m)。（2）塔頂回流及塔頂采出泵P2：Q=，R=，L= m3/h，D=；泵進料管線DN100，流速U=回流管線為DN65，當量長度=100m，管線阻力降=λ (L/d) u2/2=18. 7m靜壓=70mH2O總阻力降ΔP=根據Q= m3/h，ΔP=，選P2泵為100Y120B(流量53m3/h，揚程99m)。（3）塔底回流及塔底采出泵P3：Q=泵出口管線DN125，流速U=。當量長度=30m管線阻力降=λL/d u2/2=靜壓=10mH2O(含裙座高度)再沸器阻力降=40m總阻力降ΔP=根據Q= m3/h，ΔP=，選P3泵為150Y75B(流量95m3/h，揚程52m)。 （4）塔頂回流罐：塔頂出料流量=塔頂回流罐容積=選容積為45M3左右，P=185mmHg= mmHg的臥式罐作為回流罐乙苯—苯乙烯塔操作條件：進料溫度℃：塔頂溫度℃：塔底溫度℃：塔高m：塔頂壓力mmHg：185塔底壓力mmHg：塔板數：104進料位置：第51塊最小回流比：回流比：A、進料泵P1：流量m3/h：總阻力降ΔP m：泵型號：150Y75BB、塔頂回流及塔頂采出泵P2：流量m3/h：總阻力降ΔP m：泵型號：100Y120BC、塔底回流及塔底采出泵P3：流量m3/h： 總阻力降ΔP m：泵型號：150Y75BD、塔頂回流罐：容積M3：45壓力mmHg：（5）塔頂冷凝器負荷計算乙苯塔附屬設備的計算Ａ、塔頂冷凝器P頂=185 mmHg △P=8mmHg ∴P=1858=177 mmHgT=48℃=48+273=321K 用下列公式試差計算e、xi、yixi=zi/〔(1Ki)e+Ki〕 ①lnPio=AB/(T+C) ② 化學工程手冊上卷P1109表53y=Kixi ③ Ki=Pio/P ④ 表31組分Vi(kmol/h)ziT=48℃設e=(R+1)DPio(mmHg)KixiyiBTBEBStyΣ ∴假設成立e=1）物料冷凝放熱物料冷卻平均溫度T=（+48）/2+273=物料冷凝溫度 t=48℃計算出各組分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT2+DT3在查出各組分的△H值，然后根據公式Cp=ΣCpizi △H=Σ△Hixi計算結果列表表32組成zixiCpi（kcal/kmol．K）Cpizi△Hi（kcal/kmol．K）△HixiBTBEBStyΣ 冷凝液量B=V．e==未凝氣量=VB== kmol/h∴Q放=VCp△T+B△H =()+=2）冷卻水用量CpH2O(l)=1kcal/kg．KGH2O(l)= Q放/[ CpH2O(l)(t出t入)]=（4025）=3）換熱面積△tm=[()(4840)]/ln[()/(4840)]=℃K取400kcal/m2h℃ （《化學工程手冊》P6117 表92）A=Q放/K△tm=（400）= m24）選型根據工藝要求選擇浮頭式冷凝器①冷凝器熱量衡算Q冷=（R+1）V（HVDHLD）由《化工設計手冊》P1630及P16206查得：以0℃為計算基準查得0～100℃下的各組分的平均熱容Cpi 及0℃的汽化熱列表如下：表33組分0～100℃的平均熱容Cpi0℃的汽化熱169。氣體（a）kcal/kmolK液體（b）kcal/kmolKKcal/kgKcal/kmolB1078346TB1029384EB9710282Sty9910296(a)已知t頂=℃ 求HVD表34組分yiHvi(kcal/kmol)HVD(kcal/kmol)a(t頂0)+cHviyiBTBEBStyΣ (b)求HLDHLi=b(t頂0) HLD=ΣHLixDi計算結果列表：表35組分xDiHLi(kcal/kmol)HLD(kcal/kmol)b(t頂0)HLi ．xDiBTBEBStyΣ ∴Q冷=（R+1）V(HVDHLD) =(+1)() =②進料液帶入的熱量QF已知：tf=℃ Hf=Σhfixfi Hfi=(tf0)b QF=FHf計算結果列表：表36組分xfiHfi（kcal/kmol）Hfi ．xfi(tf0)b（kcal/kmol）TBEB4293StyΣ ∴QF=FHf==③塔釜液帶出的熱量Qwt釜=℃ QW=WHLWHLWi=( t釜0)b HLw=ΣHLWixWi計算結果列表：表37組分xWiHLwi（kcal/kmol）HLw（kcal/kmol）( t釜0)bHLWixWiEBStyTarΣ ∴QW=W HLw==④再沸器的熱量Q再假設熱損失率為4%Q再`=QW+Q冷QF+DHLD=++=Q再= Q再`=B、再沸器的計算1）加熱蒸汽消耗量在3kg/℃下△HH2O=GH2O=Q再/△HH2O=2）換熱面積取K=400kcal/m2h℃△tm=[()2]/2=℃∴A= Q再/K△tm=(400) =3）選型：根據計算結果應選用浮頭式雙殼程換熱器。 六、乙苯—苯乙烯塔主要工藝條件一覽表表38項 目單 位數 量項 目單位精餾段進料F流量kg/h塔板型式 篩板溫度t℃流程數程單壓力mmHg泛點氣速Ufm/s狀態(q)液體分率1實際氣速Um/s塔頂D流量kg/h塔橫截面ATm2溫度t℃氣流通道截面Am2壓力mmHg185降液管截面Afm2塔底W流量kg/h堰高hwm溫度t℃堰長lwm壓力mmHg開孔率%塔頂冷凝負荷Q冷kcal/h106篩孔直徑m塔底再沸負荷Q再kcal/h106篩孔數個3808最小回流比Rmin 氣體通過篩孔氣速U0m/s實際回流比R 干板壓降hdm最小理論板數Nmin塊氣體通過液層壓降hlm理論板數N塊氣體通過塔板總壓降hpm板效率η%75%在降液管停留時間τs實際塔板數NT塊104降液管內液層高度Hdm塔內徑Dm漏液點氣速Uowm/s精餾段塔板數塊5