《苯—氯苯精餾過程板式塔設(shè)計(jì)--《化工傳質(zhì)與分離過程》課程設(shè)計(jì)報(bào)告.docx》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《苯—氯苯精餾過程板式塔設(shè)計(jì)--《化工傳質(zhì)與分離過程》課程設(shè)計(jì)報(bào)告.docx（52頁珍藏版）》請?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。
1、xx大學(xué)xx級本科生化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計(jì)報(bào)告化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計(jì)報(bào)告苯氯苯精餾過程板式塔設(shè)計(jì)學(xué)院xx大學(xué)化工學(xué)院專業(yè)過程裝備與控制工程班級學(xué)號xx姓名xx指導(dǎo)教師xx設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目試設(shè)計(jì)一座苯氯苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度99.8%的氯苯25000噸，塔頂餾出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力（氯苯） 25000噸/年塔頂餾出液含氯苯 98%產(chǎn)品純度 99.8%進(jìn)料組成 45%2.操作條件：塔頂壓力 4kPa（表壓）進(jìn)料熱狀況 泡點(diǎn)回流比 1.8塔底加熱蒸汽壓力 0.5Mpa（表壓）單板壓降 0.7
2、kPa3.塔板類型 浮閥塔板（F1型）4.工作日 每年按300天工作計(jì)，每天連續(xù)24小時運(yùn)行5.廠址 廠址為xx地區(qū)（101.08kPa）三、設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表1.1苯和氯苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界溫度/。c臨界壓力/kpa苯 （A）C6H678.1180.1288.56833.4氯苯（B）C6H5 CL112.55131.8359.24520.0表1.2苯氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)（101.08kPa）沸點(diǎn)溫度t苯的組成沸點(diǎn)溫度t苯的組成液相氣相液相氣相801.0001.0001200.1270.376900.6770.9131300.0190.0721000.4420.785131
3、.80.0000.0001100.2650.613表1.3苯氯苯的組成飽和蒸氣壓溫度8090100110120130131.8mmhg苯760102513501760225028402900mmhg氯苯148205293400543719760表1.4苯氯苯的液相密度溫度8090100110120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985表1.5苯氯苯液體粘度溫度()8090100110120苯/mPas0.3080.2790.2550.2330.215氯苯/ mPas0.3110.2860.2640.2540.228表1.6苯氯苯液體表面張力
4、溫度/8085110115120131dyn/cm苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4四、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案2.精餾塔的物料衡算3.塔板數(shù)的確定4.精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算5.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7.塔體的流體力學(xué)驗(yàn)算8.塔板負(fù)荷性能圖9.浮閥塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備10.精餾塔接管尺寸計(jì)算11.繪制生產(chǎn)工藝流程圖12.繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖13.對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論14.附表1 物料衡算計(jì)算結(jié)果15.附表2 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果16.附表3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果17.
5、附表4 接管尺寸計(jì)算結(jié)果18.附圖1 圖解法求理論板層數(shù)（3050坐標(biāo)紙）19.附圖2 塔板布置及浮閥排列圖（3050坐標(biāo)紙）20.附圖3 塔板負(fù)荷性能圖（3550坐標(biāo)紙）21.附圖4 生產(chǎn)工藝流程圖（2號圖紙）22.附圖5 精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（2號圖紙）23.在精餾塔設(shè)計(jì)中，對你設(shè)計(jì)的方案的費(fèi)用進(jìn)行計(jì)算，主要有：設(shè)備費(fèi)（塔徑，塔高，冷凝器，再沸器的費(fèi)用，包括加工費(fèi)）；操作費(fèi)（加熱蒸汽，冷卻水消耗量）；操作彈性，塔壓降等方面討論。再進(jìn)一步可從熱利用率，節(jié)能減排，環(huán)保方面討論。目錄第一章 設(shè)計(jì)方案簡介11.裝置流程的確定12.操作壓力的選擇13.進(jìn)料熱狀況14.回流比的選擇1第二章 主體設(shè)備的設(shè)計(jì)
6、2（一）精餾塔的物料衡算2（二）塔板數(shù)的確定2（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算6（四）精餾塔的工藝尺寸計(jì)算10（五）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算12（六）浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算16（七）塔板負(fù)荷性能圖20第三章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)23（一）浮閥塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備23（二）精餾塔接管尺寸計(jì)算26第四章 該方案所需費(fèi)用27（一）操作費(fèi)用27（二）操作費(fèi)用28第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總281.各主要流股物性匯總282.浮閥塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總293.浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果304.接管尺寸匯總30第六章 設(shè)計(jì)評述31符號說明32參考文獻(xiàn)336xx大學(xué)xx級本科生化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計(jì)報(bào)告第一章 設(shè)計(jì)方案簡介1.裝置
7、流程的確定精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器、產(chǎn)品冷卻器、泵、貯罐和閥門等。按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯氯苯混合物，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾方法，具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，用于大規(guī)模工業(yè)生產(chǎn)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)情況以決定采用分凝器或全凝器。石油等工業(yè)中獲取液相產(chǎn)品時往往采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。所以本次設(shè)計(jì)采用全凝器。塔底加熱方式上，蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。便可以直接采用直接加熱。本次設(shè)計(jì)中，塔釜部分采用間接蒸汽
8、加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯罐。2.操作壓力的選擇蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)為一般物料,因此采用常壓操作。3.進(jìn)料熱狀況有五種進(jìn)料狀態(tài)，即時，為低于泡點(diǎn)溫度的冷液進(jìn)料；時，為泡點(diǎn)下的飽和液體；時，為露點(diǎn)下的飽和蒸汽；時，為介于泡點(diǎn)與露點(diǎn)間的氣液混合物；時，為高于露點(diǎn)的過熱蒸汽進(jìn)料。進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣液相負(fù)荷。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易控制，不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也較為方便。本
9、次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料即。4.回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用之和最低。根據(jù)老師要求為。第二章 主體設(shè)備的設(shè)計(jì)（一）精餾塔的物料衡算1、 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量氯苯的摩爾質(zhì)量2、 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3、 物料衡算原料處理量 總物料衡算 （1）易揮發(fā)組分物料衡算 （2）聯(lián)立上式（1）、（2）得： ，。（二）塔板數(shù)的確定1、理論板層數(shù)的求取苯氯苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)NT。依據(jù)，xx地區(qū)大氣壓為101.08kpa（約758mmHg），得表1.2苯氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)（101.08kPa）。（1）根據(jù)苯氯苯的氣液平衡
10、數(shù)據(jù)作平衡曲線按，并作出對角線。泡點(diǎn)進(jìn)料，,所以在x - y圖上，做q線交平衡線于q點(diǎn)，讀得。沸點(diǎn)溫度t苯的組成沸點(diǎn)溫度t苯的組成液相氣相液相氣相801.0001.0001200.1270.376900.6770.9131300.0190.0721000.4420.785131.80.0000.0001100.2650.613表1.2苯氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù)（101.08kPa）計(jì)算得最小回流比： 取操作回流比為 所以得操作線方程精餾段：提餾段：（2）在對角線上定出點(diǎn)a（,）即（0.986，0.986）,在y軸上定出截距的點(diǎn)b（0，0.486），連接ab即得精餾段操作線。（3）ab交q線于點(diǎn)d（
11、0.6378，0.815），提餾段操作線方程過點(diǎn)c（,）即點(diǎn)（0.0029，0.0029）和點(diǎn)d，連接cd即得提餾段操作線。（4）自a點(diǎn)開始在精餾段操作線與平衡線之間作階梯線，從第4個階梯開始更換提餾段操作線，直至為止。如圖1所示，圖解結(jié)果為：總理論板層數(shù)：NT=10-1=9（不包括再沸器），精餾段3塊，提餾段6塊，第4塊為進(jìn)料板位置。 圖1 圖解法求理論塔板數(shù)2、全塔效率其中：為塔頂及塔底平均溫度下進(jìn)料液相平均黏度，mPas溫度()8090100110120苯/mPas0.3080.2790.2550.2330.215氯苯/ mPas0.3110.2860.2640.2540.228表1.5
12、苯氯苯液體粘度6由圖2苯-氯苯的氣液平衡t-x-y圖查得進(jìn)料溫度為91.67，在此平均溫度下根據(jù)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，用線性插值法查的該溫度下組分黏度為：，。該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為： 實(shí)際塔板效率：3、實(shí)際板層數(shù)的求取全塔效率為51.2%（近似取兩操作段塔板效率相同）精餾段: ，取6塊。 提餾段: ，取12塊?？偹鍞?shù)：（不包括再沸器） 全塔效率圖2 苯-氯苯的氣液平衡t-x-y圖8xx大學(xué)xx級本科生化工傳質(zhì)與分離過程課程設(shè)計(jì)報(bào)告（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力Pm計(jì)算取每層塔板壓降： 塔頂操作壓力： 進(jìn)料板壓力：塔底操作壓力： 精餾段平均壓力： 提餾段平均壓力： 2、操作溫度
13、tm計(jì)算 =0.986, =0.0029, =0.6378查圖2可得：塔頂溫度 tD=81.20C進(jìn)料板溫度 tF=92.40C塔釜溫度 tW=130.00C精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3、 平均摩爾質(zhì)量Mm計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： 由，查平衡曲線圖1得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由圖1解，理論板4查平衡曲線得（查相平衡圖）塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： x10=0.021，y10=0.044由圖1解，理論板得，查平衡曲線得 3.4精餾段平均摩爾質(zhì)量3.5提餾段平均摩爾質(zhì)量4. 平均密度的計(jì)算由苯-氯苯溫度密度關(guān)系表1-4（如下），可做出其液相密度圖。 表1.4苯氯苯的液相密度溫度809010011
14、0120130苯817805773782770757氯苯1039102810181008997985得出其液相密度圖如下4.1氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，得精餾段 提餾段 4.2液相平均密度計(jì)算由式可得：塔頂 進(jìn)料板 塔釜 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 5. 液相平均表面張力的計(jì)算表4-2 組分的表面張力（mN/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4液相平均表面張力由表4-2及下式可計(jì)算 精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為6. 液體平均粘度計(jì)算
15、表4-3 組分的黏度（mPas）溫度，（）8090100110120140苯0.3080.2790.2550.2230.2150.184氯苯0.3110.2860.2640.2540.2280.274液體的平均粘度由表4-3及下式可計(jì)算 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為 （四）精餾塔的工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為由于，其中C的計(jì)算要用到，需要從史密斯關(guān)聯(lián)圖查取精餾段橫坐標(biāo) 提餾段橫坐標(biāo) 取板間距，板上液層高度（對常壓塔一般）查上圖得精餾段 取安全系數(shù)為0.7(一般0.60.8)，則空塔氣速，圓整為標(biāo)準(zhǔn)塔徑D=1000mm。查上圖得提餾
16、段 取安全系數(shù)為0.7(一般0.60.8)，則空塔氣速，圓整為標(biāo)準(zhǔn)塔徑D=1200mm最終塔徑確定為D=1200mm精餾段實(shí)際空塔氣速為提餾段實(shí)際空塔氣速為2、塔有效高度的計(jì)算塔高可按下面公式計(jì)算式中：n實(shí)際塔板數(shù)，n=18nF進(jìn)料口數(shù)，nF=1nP人孔數(shù)，取每隔6塊板一個人孔，則一共是2個人孔，人孔取公稱直徑為500mmHt板間距，取0.5mHf進(jìn)料板間距，應(yīng)防止沖擊，取0.8mHp人孔間距，取人孔間距為0.8m，人孔直徑為0.5m，伸出塔體長為0.25mHD塔頂空間高度，取HD=2HT=1mHB塔底空間高度，需滿足存儲量停留3-8min而定，這里取5min，則H1封頭高度，取H1=0.52
17、5mH2裙座高度，取H2=2.5m（五）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管和凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。1、溢流裝置的計(jì)算（1） 堰長本設(shè)計(jì)采用單溢流系數(shù)在0.60.8，選取0.7（2） 溢流堰高度堰高與板上清液層高度以及堰上液層高度的關(guān)系為選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即取hL為0.08m，近似取 E=1 ，則精餾段提餾段（3）弓形降液管寬度和截面積查弓形降液管參數(shù)圖，由可查得，故有驗(yàn)算液體在降液管中停留時間精餾段：提餾段：均保持較長的停留時間，故設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度精餾段：取，一般（）故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。提餾段：取，一般（）故降液
18、管底隙高度設(shè)計(jì)合理。（5） 受液盤由于塔徑較大，沒有易聚合物質(zhì)存在，故選用凹形受液盤。深度取。2、塔板主要工藝尺寸計(jì)算（1）塔板表面分區(qū)塔板根據(jù)所起作用不同可以分為四個區(qū)域：開孔區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無效區(qū)。因?yàn)镈=1.2m1.5m取無效區(qū)寬度,安定區(qū)寬度。l 開孔區(qū)開孔區(qū)為有效傳質(zhì)區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。開孔區(qū)面積Aa的計(jì)算其中：故l 溢流區(qū)溢流區(qū)為降液管及受液盤所占的區(qū)域。l 安全區(qū)開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域稱為安定區(qū)也稱為破沫區(qū)。溢流區(qū)前的安定區(qū)寬度為Ws，其作用是在液體進(jìn)入降液管之前有一段不鼓泡的安定地帶，以免液體大量夾帶氣泡進(jìn)入降液管；進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度為Ws,其作用是在液體入口處，由于
19、板上液面落差，液層較厚，有一段不開孔的安全地帶，可減少漏液量。溢流堰前和進(jìn)口堰后的安定區(qū)的寬度均取0.007m。l 無效區(qū) 在靠近塔壁的一圈區(qū)域供支持塔板的邊梁之用，稱為邊緣區(qū)。取0.005m。（2）浮閥數(shù)與開孔率由于所處理的物系無腐蝕性，可選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm，閥片厚度2mm，最大開度8.5mm，靜止開度2.5mm，閥質(zhì)量為3234g。閥孔氣速，其中取F0=11浮閥數(shù)目對于精餾段： 對于提餾段：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=0.075m，則排間距為精餾段 提留段 考慮到塔的直徑較大，故采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡
20、區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于計(jì)算值，故取。重新計(jì)算孔速及閥數(shù) 精餾段 ，仍處于9-12正常區(qū)間內(nèi)提餾段，仍處于9-12正常區(qū)間內(nèi)由此可知，閥孔動能因數(shù)變化不大（六）浮閥的流體力學(xué)驗(yàn)算 1、塔板壓降氣體通過塔板的壓降可以由下式計(jì)算：，（1）干板阻力計(jì)算精餾段因閥孔氣速小于其臨界閥孔氣速，故應(yīng)在浮閥全開前狀態(tài)下計(jì)算干板阻力提餾段 因閥孔氣速大于其臨界閥孔氣速，故應(yīng)在浮閥全開后狀態(tài)下計(jì)算干板阻力（2） 氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力由式計(jì)算取充氣系數(shù)，則（3）液體表面張力的阻力計(jì)算此阻力很小，忽略不計(jì)。氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即精餾段每層壓降提餾段每層壓降 上下兩段單板壓降均符
21、合設(shè)計(jì)任務(wù)要求。2、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式關(guān)系：，（1）與氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨染s段 提餾段 （2）液體通過降液管的壓頭損失精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段和提餾段皆為因此，降液管中清液層高度如下：精餾段 可見，精餾段符合防止液泛的要求。提餾段 可見，提餾段符合防止液泛的要求。綜上，在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3、 液沫夾帶(1) 精餾段液沫夾帶量的驗(yàn)算 精餾段液相表面張力為： 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。（2）提餾段液沫夾帶量的驗(yàn)算 提餾段液相表面張力為：故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。4、漏液浮閥塔要求漏液量小于正常液相流量的10%
22、。由實(shí)驗(yàn)可知，漏液量為正常液流量的10%時，閥孔動能因子，故可按算出漏液線氣速及氣相流量。（1）精餾段漏液的驗(yàn)算 取，則 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。（2）提餾段漏液的驗(yàn)算故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。（七）塔板負(fù)荷性能圖1、漏液線F1型重閥，閥動能因數(shù)下限為精餾段：提餾段：2、霧沫夾帶線利用泛點(diǎn)計(jì)算公式得到 由氣體密度和板間距查圖得到，精餾段泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，提餾段泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)。苯-氯苯屬于正常系統(tǒng)故。精餾段：提餾段：3、 液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度最小允許值為。近似取E=1，可得4、液相負(fù)荷上限線液體在降液管中停留時間的下限取為精餾段提餾段液相負(fù)荷上限相同5、液泛線液泛的臨界情況是近似
23、取,其中精餾段：整理得提餾段:整理得45第三章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)（一）浮閥塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備1、 再沸器塔底溫度，用的蒸汽，釜液出口溫度。則 由查液體比汽化熱共線圖得取傳熱系數(shù) 則傳熱面積，取加熱蒸汽的質(zhì)量流量查化工設(shè)計(jì)手冊，得型號9003000選用熱虹吸式再沸器 DN/mmPN/MPa換熱面積/m22、塔頂冷凝器塔頂溫度,冷凝水，假設(shè)冷卻水升溫5，。則由，查液體比汽化熱共線圖得塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)則傳熱面積取冷凝水流量選用DN/mmPN/MPa換熱面積/m23、預(yù)熱器，蒸汽用。時，時，由上可得： 取傳熱系數(shù)4、氯苯冷卻器塔底溫度，冷凝水，假設(shè)冷卻水升溫5，。時，取傳熱系數(shù)，傳熱面
24、積為冷凝水流量（二）精餾塔接管尺寸計(jì)算（1）、進(jìn)料管選擇進(jìn)料液流速，則按照GB816387，選擇冷軋無縫鋼管（2）、塔釜出料管選擇塔釜出料液流速，則按照GB816387，選擇冷軋無縫鋼管核算，在之間，可用。（3）、塔頂回流液管選擇回流液流速，則按照GB816387，選擇熱軋無縫鋼管核算，在之間，可用。（4）、塔頂蒸氣出口管選擇蒸氣速度，則按照GB816387，選擇熱軋無縫鋼管核算，在之間，可用。（5）、加熱蒸氣進(jìn)口管選擇蒸氣速度，則第四章 該方案所需費(fèi)用（一）操作費(fèi)用操作費(fèi)用的8590%為蒸汽費(fèi)用，其余為泵和循環(huán)水消耗的電費(fèi)，以及工業(yè)用水的水費(fèi)。1. 蒸汽費(fèi)用的計(jì)算查得xx工業(yè)蒸汽單價(jià)在200
25、元/t左右，一年的蒸汽費(fèi)用約為：2.電費(fèi)的計(jì)算本裝置共兩臺泵，每小時耗電1.3度，年設(shè)計(jì)生產(chǎn)時間為7200小時，xx市工業(yè)用電價(jià)格為每度0.7元，故一年的電費(fèi)為3.水費(fèi)的計(jì)算查得xx工業(yè)用水單價(jià)在8元/t左右，一年的水費(fèi)約為年操作費(fèi)用為：（二）操作費(fèi)用序號部件名稱單價(jià)（元）數(shù)量（個）總價(jià)（元）1浮閥（F1型）42600104002再沸器400001400003冷凝器200001300004塔板（316L）50060300005溢流堰3002060006凹形受液盤60020120007降液管50020100008裙座6000160009吊柱800180010封頭40002800011筒體8000
26、018000012接口法蘭100055000總計(jì)：224200元第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總1.各主要流股物性匯總表4-1 各主要流股物性匯總序號項(xiàng)目符號單位數(shù)值備注1塔頂摩爾分?jǐn)?shù)/0.98602塔頂平均摩爾質(zhì)量78.5979.93氣相液相3塔頂流量56.314進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)/0.63785進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量83.5594.27氣相液相6進(jìn)料流量87.197塔釜摩爾分?jǐn)?shù)/0.00298塔釜平均摩爾質(zhì)量112.28112.47氣相液相9塔釜產(chǎn)品流量30.882.浮閥塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表4-2 塔的設(shè)計(jì)參數(shù)匯總序號項(xiàng)目符號單位精餾段提餾段1每層塔板壓降0.72平均壓力107.53113.833平均溫度86.81
27、11.24平均粘度0.29020.23905液相平均摩爾質(zhì)量85.95102.856氣相平均摩爾質(zhì)量80.7597.567液相平均密度854.20936.878氣相平均密度2.9133.4889平均表面張力21.3221.003.浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果表4-3 浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果序號項(xiàng)目符號單位精餾段提餾段1堰長0.842堰高0.06970.05993弓形降液管界面積0.1004弓形降液管寬度0.1685降液管底隙高度0.01900.2626橫排孔心距0.0747排間距0.0758浮閥數(shù)11309開孔率12.3113.584.接管尺寸匯總表4-4 接管尺寸計(jì)算結(jié)果序號項(xiàng)目規(guī)格材料1進(jìn)料管熱軋無
28、縫鋼管2塔釜出料管熱軋無縫鋼管3塔頂回流液管熱軋無縫鋼管4塔頂蒸氣出口管熱軋無縫鋼管5加熱蒸汽進(jìn)口管熱軋無縫鋼管第六章 設(shè)計(jì)評述本報(bào)告依照設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，參照化工原理課程設(shè)計(jì)教材，進(jìn)行了苯-氯苯分離精餾塔的設(shè)計(jì)任務(wù)。這次設(shè)計(jì)將書本知識與設(shè)計(jì)實(shí)踐相結(jié)合，豐富了化工原理的學(xué)習(xí)。課設(shè)的主要內(nèi)容是進(jìn)行工藝計(jì)算與設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)，設(shè)計(jì)范圍廣，涵蓋知識多。通過前期收集資料，確定流程方案、操作條件、物性參數(shù)，結(jié)合已有的專業(yè)知識，初步計(jì)算，有了苯-氯苯分離篩板塔的初步結(jié)構(gòu)。之后進(jìn)行核算，出現(xiàn)問題后及時調(diào)整前面的內(nèi)容。整個設(shè)計(jì)內(nèi)容包括物料衡算、確定塔板數(shù)、工藝尺寸計(jì)算等。通過不斷試算和校核，得出負(fù)荷工藝要求的塔
29、參數(shù)，保證了該設(shè)計(jì)方案的實(shí)際可行性。在設(shè)計(jì)過程中，有大量的運(yùn)算，同時有很多數(shù)據(jù)需要查找，在查找方面有困難是主要的障礙。今后應(yīng)該針對這方面能力的缺失多加改進(jìn)，并多參與實(shí)踐積累實(shí)際經(jīng)驗(yàn)。符號說明符號意義計(jì)量單位D塔頂餾出液F進(jìn)料液W塔釜?dú)堃核敎囟人獪囟冗M(jìn)料溫度塔頂組成進(jìn)料組成塔釜組成R回流比L精餾段下降液體量V精餾段上升蒸汽量提餾段下降液體量提餾段上升蒸汽量M摩爾質(zhì)量比熱容比汽化熱塔頂熱量回流液熱量餾出液熱量冷凝器熱量進(jìn)料熱量塔釜熱量再沸器熱量密度D塔徑黏度Z填料層高度A面積h塔高d直徑參考文獻(xiàn)1賈紹義，柴誠敬化工原理課程設(shè)計(jì)Mxx：xx大學(xué)出版社，2009.1041332馬沛生，李永紅化工熱力學(xué)M北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009.2952973劉光啟，馬連湘，劉杰化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊 有機(jī)卷M北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002891384柴誠敬，張國亮化工流體流動與傳熱M北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.3545江體乾.化學(xué)工藝手冊M上海：上海科學(xué)技術(shù)出版社，2001.4-216董大勤.化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1993.25-30
苯—氯苯精餾過程板式塔設(shè)計(jì)--《化工傳質(zhì)與分離過程》課程設(shè)計(jì)報(bào)告.docx
