设备设计计算与选型.doc

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1、Four short words sum up what has lifted most successful individuals above the crowd: a little bit more.-author-date设备设计计算与选型设备设计计算与选型第三部分 设备设计计算与选型3.1苯甲苯精馏塔的设计计算通过计算D=1.435kmol/h，设可知原料液的处理量为F=7.325kmol/h，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20小时后再精馏。故D=28.7,F=146.5kmol/h ,组分为,要求塔顶馏出液的组成为,塔底釜液的组成为。设计条件如下：操作压力:4kPa（

2、塔顶表压）； 进料热状况:自选；回流比:自选； 单板压降:0.7kPa； 全塔压降:。3.1.1精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 kg/kmol甲苯的摩尔质量kg/kmol (2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.1878.11+(1-0.18)92.13=89.606kg/kmol0.978.11+(1-0.9)92.13=79.512kg/kmol0.0178.11+(1-0.01)92.13=91.9898kg/kmol(3) 物料衡算原料处理量 F=146.5kmol/h总物料衡算 146.5=D+W苯物料衡算 146.50.18=0.9D+

3、0.01W联立解得 D=27.89kmol/h W=118.52kmol/h3.1.2 塔板数的确定(1)理论板层数的求取苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由物性手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见下图3.1图3.1图解法求理论板层数求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 故最小回流比为 取操作回流比为R=2求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.227.89=61.358kmol/hV=(R+1)D=(2.2+1)27.89=89.248kmol/hkmol/hk

4、mol/h求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图5.1。求解结果为总理论板层数=12.5（包括再沸器）进料板位置 (2)实际板层数的求取精馏段实际板层数 取10提馏段实际板层数取153.1.3精馏塔的工艺尺寸及有关物性数据的计算以精馏段为例计算。(1) 操作压力计算 塔顶操作压力 kPa 每层塔板压降进料板压力kPa精馏段平均压力(2) 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度 进料板温度精馏段平均温度(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量

5、计算:由,查平衡曲线得=0.9160.978.11+（1-0.9）92.13=79.512kgkmol0.91678.11+（1-0.916）92.13=79.288kgkmol进料板平均摩尔质量计算:由图解理论板得0.604查平衡曲线得0.3880.60478.11+（1-0.604）92.13=83.66kgkmol0.38878.11+（1-0.388）92.13=86.69kgkmol精馏段平均摩尔质量:（79.512+83.66）/2=81.586 kgkmol（79.299+86.69）/2=82.99 kgkmol(4) 平均密度的计算(1)气相平均密度计算(2)液相平均密度计算

6、液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算:由=82.1,查手册得=812.7kgm3807.9进料板液相平均密度的计算:由99.5,查手册得=793.1790.8进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为(812.5+791.6)/2=802.1(5) 液体平均表面张力计算液体平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由=82.1,查手册得21.24mNm21.42mNm0.921.24+0.121.42=21.25mNm进料板液相平均表面张力的计算:由99.5,查手册得18.90mNm20.0mNm=0.38818.90+0.61220.0=19.57mNm精馏段液相平均表面

7、张力为=（21.25+19.57）/2=20.41mNm(6) 液体平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度的计算由=82.1,查物性手册得0.302mPas0.306mPasLg0.9Lg（0.302）+0.1Lg（0.306）解出 0.302mPas进料板液相平均粘度的计算:由99.5,查物性手册得0.256mPas0.265mPas =0.388Lg（0.256）+0.612Lg（0.265）解出 0.261mPas精馏段液相平均表面张力为（0.302+0.261）/2=0.282mPas3.1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为0.6

8、90式中C由式计算，其中的由课本查取，图的横坐标为=4.018取板间距，板上液层高度hL=0.06m，则 hL=0.40-0.06=0.34m查图得 =0.072取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.70.71.196=0.837ms按标准塔径园整后为 D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为(2) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为（10-1）0.4=3.6m提馏段有效高度为（15-1）0.4=5.6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z=3.6+5.6+0.8=10m3.1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置计算因塔径为D=1.0m，可选单溢流弓形降液管，采用凹

9、形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长取=0.66D=0.661.0=0.66m（2）溢流堰高度取选用平直堰，堰上液层高度由下式计算即近似取E=1，则取板上清液层高度=60mm 故=0.06-0.013=0.047m（3）弓形降液管宽度由查课本图得 故=0.0722=0.07220.785=0.0567m2 0.1241.0=0.124m依下式验算液体在降液管中提留时间，即5s故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取s 则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度为2 塔板布置(1)塔板的分块因D0.8m，故塔板采用分块式。查课本得，塔板分为3块。(2)边缘区宽度确定取(3

10、)开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算，即其中故=0.532（3） 筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d=35=15mm筛孔数目n为开孔率为 气体通过阀门的气速为s3.1.6筛板的流体力学验算1 塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由下式计算，即由故 （2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由下式计算，即 查图得，故 （3）液体表面张力的阻力由下式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度，即0.0416+0.0366+0.0021=0.080m液柱气体通过每层塔板的压降为0.08802.19.81=

11、629Pa设计值700Pa2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即故kg气故本设计在液沫夹带在允许的范围内。4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即=5.985ms实际孔速s稳定系数为 K=1.5故设计中无明显漏液。5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系苯-甲苯物系属一般物系，取，则而板上不设进口堰，可由下式计算，即=0.08+0.06+0.001=0.141m液柱故本设计中不会发生液泛现象。3.2 粗馏塔的设计计算表3.1乙苯和苯乙烯的饱和蒸气压：温度136.2137138139140乙苯

12、kPa70.4379.2188.2696.44112.1苯乙烯kPa60.270.1680.1484.2588.15利用计算相对挥发度，用平均相对挥发度表示气液平衡关系，利用公式。表3.2 粗馏塔平衡数据表t136.21371381391401.1631.1291.1011.1451.272x0.7800.5810.4120.2580.130y0.8280.6530.4880.3210.169温度为20进料 利用平衡数据，在直角坐标图上绘出平衡曲线及对角线，如图所示。在图上定点a()、点e（）和点c（）三点。 精馏段操作线方程截距=,在y轴上定出点b。连接ab，即得精馏段操作线。 先按下法计算

13、q值。原料液的汽化热为koml查出进料组成时溶液的泡点为136，平均温度为（136+20）/2=78。由物性手册查得78下乙苯和苯乙烯的比热容为1.87kJ（kg），故原料液的平均比热容为 kJ（kg）所以再从点e作斜率为2.81的直线，即得q线。 连接cd，即为提馏段操作线。 自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数10（包括再沸器），自塔顶往下数第五层为加料板，如图5.2所示。图3.2图解法求理论板层数Z=100.4+100.4+0.8=8.8m空塔气速为=1ms 则D取1.2m塔截面积3.3乙苯塔的设计与计算表3.3 甲苯和乙苯的饱和蒸气压：温度110.8115120125

14、130136.2甲苯kPa101.33124.2131.3163.2184.1200.1乙苯kPa40.156.164.2186.698.7108.6利用计算相对挥发度，用平均相对挥发度表示气液平衡关系，利用公式。表3.4乙苯塔气液平衡数据表t110.8115120125130136.22.5332.192.0451.8851.865x1.0000.8200.6420.5320.4120y1.0000.90890.79700.71340.60540温度为20进料 利用平衡数据，在直角坐标图上绘出平衡曲线及对角线，如图所示。在图上定点a()、点e（）和点c（）三点。 精馏段操作线方程截距=,在y

15、轴上定出点b。连接ab，即得精馏段操作线，。 先按下法计算q值。原料液的汽化热为kmol，查出进料组成时溶液的泡点为110，平均温度为（110+20）/2=65。由物性手册查得78下甲苯和乙苯的比热容为1.86kJ（kg），故原料液的平均比热容为 kJ（kg）所以，再从点e作斜率为3.237的直线，即得q线。 连接cd，即为提馏段操作线。 自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数12（包括再沸器），自塔顶往下数第六层为加料板，如图5.3所示。图3.3 图解法求理论板层数Z=110.4+60.4+0.8=7.6m空塔气速为=1ms，s，为了解决成本，选取和其他塔一样的尺寸。则D取1

16、.2m塔截面积为3.4苯乙烯精馏塔的设计通过计算可知原料液的处理量为F=452.02kmol/h，组分为，要求塔顶馏出液的组成为,塔底釜液的组成为。设计条件如下：操作压力：4kPa（塔顶表压）；进料热状况：自选；回流比：自选；单板压降0.7 kPa ；全塔压降。3.4.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯乙烯的摩尔质量 kg/kmol焦油的摩尔质量（假设）kg/kmol 3.4.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.3104.15+(1-0.3)300=241.245kg/kmol0.997104.15+(1-0.997)300=104.738 kg/kmol0.001104.15+(1-

17、0.001)300=299.8042kg/kmol3.4.3物料衡算原料处理量F=2260.1kmol/h再根据物料衡算可知，；可见苯乙烯精馏塔中只有微量的焦油，故可设定塔高和塔径：精馏段有效高度（10-1）0.4=3.6m提馏段有效高度（5-1）0.4=1.6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 Z=3.6+1.6+0.8=5m 塔径取D=1.2m3.5 冷凝器的设计冷凝器按其制冷介质和冷却方式 ,可以分为水冷式 ,空气冷却式和蒸发式三种类型。蒸发式冷凝器主要是利用冷却水蒸发时吸收潜热而使制冷剂蒸气凝结。根据能量守恒原理，假设热损失可忽略不计，则单位时间内热流体放出的

18、热量等冷流体吸收的能量。热负荷Q为：式中 KJ/(Kg)； t冷流体的温度，。Q=376146336.9kJ管壳式换热器的对数平均温度按逆流计算，即 查得，所以故查化工原理上册得，选用TB4715-92,列管尺寸为直径19mm；管心距为25mm；管程数为1；管子总根数为1267个；中心排管数为39个；管程流通面积为0.2239列管长度6000mm，换热面积446.2m2，所以需要16个这样的换热器。3.6 油水分离器重力法脱除水中的油滴其基本原理是利用水与油的密度差,使含油污水中的油滴在设备中上浮而除去。按照Stokes定律,油滴的脱除效率只与油滴粒径、油与水物性、处理量和浮升面积有关,而与浮

19、升高度无关,这就是所谓的“浅池原理”。根据“浅池原理”即可以采用低浮升高度的多层板结构,以增大浮升面积,提高油滴脱除效率。而且由于多层板组当量直径的减小,可使液流在较大流量下保持层流状态,也有利于油滴的有效分离。但是，在一定的设备高度内，增加多层板层数、缩短板距，必然带来要固定多层板而需的结构上的复杂与困难。所以，一般多层板除油装置板距均较大，且不能十分保证水流分布均匀，其处理效率的提高及设备的紧凑化，就受到限制。另一种强化途径是，使含油污水中的细小油滴通过聚结床合并为大油滴，则能使脱油效率得到较大的提高，这就是油滴的聚结。但采用聚结技术，也有限制，即流速要在一定范围内，且不但需要另外的浮升分

20、离空间，还需定期反洗，增加了投资和操作费用。本高效油水分离器，正是将“浅池原理”和“聚结技术”结合起来，用特殊的内部分离构件和配置，保证了在一定设备容积内，可提供最大的油滴浮升面积，以及尽可能多的油滴聚结机会，并使得水中油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，且内部液流分布均匀，防止了液流的短路与沟流，故在较短的停留时间内，可获得较高的脱油效率。高效油水分离器为一水平放置的卧式容器，主要由进水部分、出水部分、集油室和由斜通道波纹板构成的主体板组等构成，其结构特点为：1.可以采用尽可能小的板距而无需固定支撑构件，从而在一定高度设备内，有更多的油滴浮升分离层，保证了在较短的停留时间内，可脱除较小的油滴，得

21、到较高的脱油效率；2.多层板组的当量直径较小，可在较大流速下，保持层流状态，避免了高处理量下湍流对油滴浮升所带来的不利影响；3.由于斜通道波纹板一正一反迭放的特殊配置方式，整个板组内形成相互连接的“之”字形通道，水流在三维方向上不断改变方向，这就为油滴之间的碰撞聚结和油滴与构件之间的勃附聚结，提供 了更多的机会，在整个板组中，油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，更进一步促进了脱油效率的提高；4.由于板组“之”字形通道，也使板组内液流分布比较均匀，避免由于液流不均对脱油带来的不利影响；5.固体悬浮物也有一定的脱除作用；6.内构件可采用较薄的碳钢、铝、不锈钢或塑料制造，成本较低，制造、安装和维护清洗都

22、很方便；7.整个设备可以做成密闭式，可保证安全和防止二次污染。3.7过热蒸汽炉过热蒸汽炉的设计依据是按蒸汽锅炉安全技术监察规程和工业锅炉通用技术条件的规定, 并以“安全可靠、节能经济、保护环境、配套齐全、好用好造”为原则设计的。选用HS201或HS219。第四部分 设备一览表年产50万吨苯乙烯需要的设备及其规格如表4.1所示：表4.1 主要生产设备一览表序号项目规格数量1过热蒸汽炉选用HS201或HS21912脱氢反应器选用标准23氧化脱氢反应器选用标准14冷凝器G273I-16-515气体压缩机选用标准16油水分离机选择标准17粗馏塔筛板塔Z=8.8m，D=1.2m18乙苯塔筛板塔Z=7.6m，D=1.2m19苯乙烯精馏塔筛板塔Z=5.0m，D=1.2m110甲苯与苯塔筛板塔Z=10.0m，D=1.2m111动力泵2BA-6A型，流量20 8注：另需配套管道阀门若干；100150吨风冷水塔2个，作为冷却水循环使用装置。-