中国石油大学化工原理优秀课程设计毕胜苯甲苯乙苯.doc

化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯（1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物班级：化工06-2班姓名：毕胜指导老师：马庆兰设计成绩：日期：.6.8-.7.4设计任务书目录工艺步骤简图第一部分 精馏塔工艺设计第一节 产品组成及产品量确实定一、清楚分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节 操作温度和压力确实定一、回流罐温度二、回流罐压力三、塔顶压力四、塔顶温度五、塔底压力六、塔底温度七、进料压力八、进料温度第三节 最小回流比确实定第四节 最少理论板数确实定第五节 适宜回流比确实定一、作N-R/Rmin图二、作N（R+1）-R/Rmin图三、选择经验数据第六节 理论塔板数确实定第七节 实际塔板数及实际加料板位置确实定附表：温度压力汇总表第八节 塔径计算一、精馏段塔径二、提馏段塔径第九节 热力学衡算附表：全塔热量衡算总表第二部分 塔板设计第一节 溢流装置设计第二节 浮阀塔板结构参数确实定第三节 浮阀水力学计算第四节 负荷性能图第三部分 板式塔结构第一节 塔体设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选择四、裙座设计第二节 接管设计第四部分 辅助设备设计第一节 全凝器设计第二节 再沸器选择第三节 回流泵选择第五部分 计算结果汇总第六部分 负荷性能图第七部分 分析讨论附录 参考资料第一部分 精馏塔工艺设计第一节 产品组成及产品量确实定一、清楚分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且和相邻组分相对挥发度全部较大，于是能够认为是清楚分割，假定乙苯在塔顶产品中含量为零。现将已知数和未知数列入下表中：a1a2a3备注进料（F）0.280.420.3给定塔顶产品（D）0.990.010给定x1,D，估量x3，D=0，算得x1,D塔顶产品（W）0.013未知未知注：表中F、D、W为质量流率，a1、a2、a3为质量分率列全塔总物料衡算及组分A、B、C全塔物料衡算得，由（1）、（2）两式， 将式（5）代入式（4）解得，由式（1），由式（3），解得，说明计算结果合理已知，解得，二、质量分率换算成摩尔分率（P411）物性参数 化工热力学 P189名称相对分子质量 g/mol临界温度Tc 临界压力Pc 苯78.114562.2 48.9 甲苯92.141591.8 41.0 乙苯106.168617.2 36.0 注：温度单位K，压力单位0.1MPa换算关系式：同理，解得进料、塔顶、塔底各组分摩尔分率解得，三、物料平衡表将以上结果列入下表中：物料平衡表项目进料塔顶塔底流率kmol/hkg/hkmol/hkg/hkmol/hkg/h苯31.54 2464 30.48 2381 1.06 83 甲苯40.11 3696 0.26 24 39.85 3672 乙苯24.87 2640 0 0 24.87 2640 累计96.52 8800 30.74 2405 65.78 6395 组成mol%kg%mol%kg%mol%kg%苯0.3268 0.28 0.9915 0.99 0.0162 0.0130 甲苯0.4156 0.42 0.0085 0.01 0.6058 0.5742 乙苯0.2576 0.30 0 0 0.3780 0.4128 累计111111第二节 操作温度和压力确实定一、回流罐温度通常应确保塔顶冷凝液和冷却介质之间传热温差：已知，冷却剂温度：则，二、回流罐压力纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： 饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199名称ABCD苯-6.982731.33213-2.62863-3.33399甲苯-7.286071.38091-2.83433-2.79168乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048以苯为例，同理，解得取三、塔顶压力塔顶管线及冷凝器阻力能够近似取作0.15atm则，四、塔顶温度露点方程：试差法求塔顶温度t45.0 80.0 85.0 85.2 pa00.2974 1.0080 1.1729 1.1799 pb00.0985 0.3871 0.4587 0.4618 等式左边3.4203 1.0056 0.8639 0.8587 等式右边0.8582 0.8582 0.8582 0.8582 五、塔底压力六、塔底温度泡点方程：试差法求塔底温度t90.0 120.0 128.0 128.7 pa01.3581 2.9912 3.6092 3.6675 pb00.5406 1.3086 1.6143 1.6435 pc00.2419 0.6409 0.8074 0.8234 等式左边0.4409 1.0834 1.3415 1.3662 等式右边1.3652 1.3652 1.3652 1.3652 七、进料压力设计中可近似取：八、进料温度（P498）物料衡算和相平衡方程：（质量分率）试差法求进料温度t106.95110.0 112.9pa02.1595 2.3356 2.5131 pb00.9088 0.9922 1.0770 pc00.4290 0.4726 0.5172 ka1.7067 1.8460 1.9863 kb0.7183 0.7842 0.8512 kc0.3391 0.3735 0.4088 等式左边1.0149 1.0075 1.0001 等式右边111将代入方程式结果列以下表中：进料组成苯甲苯乙苯液相摩尔分率0.29950.42480.2757质量分率0.25490.42630.3189气相摩尔分率0.55640.33820.1054质量分率0.50620.36290.1303（摩尔分率）第三节 最小回流比确实定（P502）pa02.1595 ka1.7067 122.3760 pb00.9088 kb0.7183 221pc00.4290 kc0.3391 320.4720 试差法求1.213 1.550 1.563 等式左边-1.5583 -0.0344 -0.0006 等式右边0.0050.0050.005第四节 最少理论板数确实定（P503）（不包含再沸器）第五节 适宜回流比确实定（不包含再沸器）R2.3 2.4 2.5 2.6 2.7 2.8 2.9 3.0 3.1 3.2 3.3 X0.130.15 0.18 0.20 0.22 0.24 0.260.28 0.20 0.31 0.33 Y0.520.490.47 0.450.430.410.40 0.390.370.36 0.35 N20.0 18.9 18.0 17.3 16.7 16.2 15.7 15.3 15.0 14.6 14.4 N(R+1)66.1 64.4 63.1 62.3 61.8 61.5 61.3 61.3 61.3 61.5 61.8 R/Rmin1.22 1.27 1.33 1.38 1.43 1.49 1.54 1.59 1.65 1.70 1.75 一、作N-R/Rmin图二、作N（R+1）-R/Rmin图三、选择经验数据第六节 理论塔板数确实定（P504）联立解得，第七节 实际塔板数及实际加料板位置确实定（P465）液体粘度由查图确定（P375），（不包含再沸器）NP和假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果正确。附：温度压力汇总表项目单位数值备注回流罐温度45压力kPa101.33塔顶温度85.2压力kPa116.53流量kmol/h30.7404进料温度112.9压力kPa126.53流量kmol/h96.5223塔底温度128.7压力kPa136.52流量kmol/h65.7820最小回流比1.882实际回流比2.974最少理论板数8.6不包含再沸器实际理论板数15.4实际塔板数总数28精馏段18提馏段10实际加料板位置19第八节 塔径计算（课程设计P65）一、精馏段塔径查图得，查图得（课程设计P66 Smith气相负荷因数关联图），查图得，液体表面张力气相负荷因数最大许可气速二、提馏段塔径t128.7p136.52kPax10.0162x20.6085x30.3780K12.868K21.204K30.603y10.044y20.729y30.228试差法得,查图得,查图得,选择塔径1000mm第九节 热力学衡算回流罐：查图得，第一块板：查图得，塔顶：查图得，进料：同理，查图得，塔底：查图得，塔顶冷凝器热负荷：再沸器热负荷：所需冷却水热量：所需加热蒸汽用量：附表：全塔热量衡算总表组分FixfiHfiDixdiHdiWixwiHwi131.54 0.33 6622 30.48 0.99 44449 1.06 0.02 20590 240.11 0.42 13698 0.26 0.01 62068 39.85 0.61 35082 324.87 0.26 -160 0.00 0.00 29762 24.87 0.38 444 96.52 1.00 0 30.74 1.00 44598 65.78 1.00 21754 入方（单位）出方（单位）进料1945893 塔顶产品带出137330 再沸器供热3798540 塔底产品带出1431031 冷凝器取热3986144 热损失189927 总计5744433 总计5744433 第二部分 塔板设计第一节 溢流装置设计精馏段设计流型选择：塔径1000mm，塔顶液相流量依据P70，表2-5，选择单溢流塔板。降液管、堰尺寸确实定：选择弓形降液管和平口堰，由经验值确定，不设进口堰，降液管下口至塔板距离降液管停留时间降液管宽度b及面积Ad确实定：由，P135附录七，则降液管受液盘：由经验得，本塔采取凹形受液盘，盘深50mm进口堰：在用凹形受液盘时无须设进口堰降液管高度：底隙高度等于盘深提馏段设计：流型选择、降液管、堰尺寸确实定、降液管停留时间、降液管宽度及面积、受液盘、进口堰、降液管高度均和提镏段相同。第二节 浮阀塔板结构参数确实定浮阀型式选择：一般采取F-1型浮阀，浮阀开度2.58.5mm，选择标准化F-1型浮阀，阀重34g，直径48mm，阀孔直径39mm浮阀排列：采取等腰三角形叉排，三角形底边长度S取75mm浮阀数及开孔率计算：初设取阀孔动能因数精馏段：确保阀孔气速应排列浮阀数则以塔板总面积为基准塔板开孔率P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。提馏段：确保阀孔气速应排列浮阀数则以塔板总面积为基准塔板开孔率P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。塔板部署图，见附图第三节 浮阀水力学计算精馏段：干板压力降计算表明，浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开，应取54.4mm经过液层压力降堰上液面高度P76，查图得，当初，得雾沫夹带量（P76）泛点率取降液管内液面高度h忽略不计，淹塔不会发生漏液检验：降液管内液体停留时间及流速：提馏段：干板压力降计算表明，浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开，应取35.2mm经过液层压力降堰上液面高度P76，查图得，当初，得雾沫夹带量（P76）泛点率取降液管内液面高度h忽略不计，淹塔不会发生漏液检验：降液管内液体停留时间及流速：第四节 负荷性能图（1）过量雾沫夹带线：（2）淹塔线：（3）过量漏液线：（4）降液管超负荷线：（5）液相负荷下限线：负荷性能图，见附图第三部分 板式塔结构第一节 塔体设计一、筒体设计塔顶空间高度塔底空间高度进料空间高度筒体总高度1000mm塔径筒体壁厚选Q235钢5mm二、封头设计选择标准椭圆形封头，基础尺寸：公称直径曲面高度直边高度三、人孔选择取圆形人孔规格Dg450，塔底、塔顶、进料处各设一人孔，精馏段、提馏段再各加一人孔四、裙座设计塔高径比1730，采取圆筒形裙座塔径为1m，裙座上需开2个Dg450人孔塔底有再沸器，裙座座圈高度取4m基础内环直径基础外环直径第二节 接管设计塔顶蒸气出口管管径dD：P104，表3-5，P109，表3-8，选择公称直径Dg250接管回流管管径dR：选择泵输送，取冷凝液45，P106,表3-6，选择进料管管径dF：取P106,表3-6，选择塔底出料管径dW：取P106,表3-6，选择公称直径Dg50塔底再沸器管径dL：循环比5（质量比），取接管内液体流速1.3m/sP106,表3-6，选择公称直径Dg125再沸器返塔管径dB：选择公称直径Dg400第四部分 辅助设备设计第一节 全凝器设计P10，查表1-5，初选错流传热温差总传热面积油走壳程，水走管程选择FLA-600-130-16-2核实：误差小于1%第二节 再沸器选择选择FLA400-25-25-2第三节 回流泵选择绝对粗糙度取0.3mm化工原理P50，查得，塔高依据经验取标准弯头90，压力损失化工原理P395，选择65AY-60A第五部分 计算结果汇总工艺计算结果汇总表名称单位组成塔顶苯mol%0.9915 甲苯mol%0.0085 乙苯mol%0 进料苯mol%0.3268 甲苯mol%0.4156 乙苯mol%0.2576 塔底苯mol%0.0162 甲苯mol%0.6058 乙苯mol%0.3780 压力塔顶kPa85.2进料kPa126.53塔底kPa136.52回流罐kPa101.33温度塔顶116.53进料112.9塔底128.7回流罐45流量塔顶产品kg/h2405塔底产品kg/h6395进料kg/h8800第一板气相kg/h8163第一板液相kg/h6081最终一板气相kg/h12624最终一板液相kg/h19019冷却水kg/h98400加热蒸汽kg/h19500设备计算结果汇总表名称单位备注塔径m1板间距mm450堰高mm50堰长m0.7降液管底隙mm50降液管宽度mm143阀孔数114/132标准F-1阀开孔率%17.34/20.08F1010型受液盘深mm50塔顶板压力降mm5.5塔底板压力降mm5.8塔顶泛点率%76.5780符合要求塔底泛点率%76.7380符合要求塔顶泄漏量符合要求塔底泄漏量符合要求塔顶降液管液面高m0.154符合要求塔底降液管液面高m0.156符合要求塔顶降液管内液体停留时间s14符合要求塔底降液管内液体停留时间s6符合要求塔顶操作弹性3.34塔底操作弹性3.08塔总高m21第六部分 负荷性能图精馏段：提馏段：第七部分 分析讨论一、工艺计算过程中关键分析回流比选择，回流比是精馏段操作一个关键参数，其下限是最小回流比，采取较大回流比可降低理论板数和降低塔高，可降低费用。但塔径、再沸器、冷凝器热负荷，泵动力消耗也随之增加，使操作费用增大。从经济角度考虑，需选择适宜回流比。二、塔板负荷性能图分析。对结构参数已定塔板，为确保其稳定操作，汽液相流率将受到液体泄漏量、雾沫夹带量、淹塔及降液管超负荷等确定。操作点必需在操作范围内，并有一定操作弹性。三、辅助设备选择。换热面积必需有一定裕度，使实际生产有一定可调整性和换热器有一定可靠性，同时流体经过换热器压降不应过大以免使泵功率过大或设备受到损坏。附录 参考资料化工单元过程及设备课程设计化学化工物性数据手册化工物性算图手册石油化工基础数据手册石油化工设计手册化工原理化工热力学