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1、成績 化工原理課程設計設計說明書 設計題目：3.456萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計姓 名 陳 端 班 級 化工07-2班 學 號 完成日期 2009-10-30 指導教師 梁伯行 化工原理課程設計任務書(化工07-1,2,3,4適用)一、 設計說明書題目: 3.456(萬噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計說明書二、 設計任務及條件(1).處理量: (3000本班學號300) Kg/h (每年生產時間按7200小時計);(2). 進料熱狀況參數：( 2班)為0.20,(3). 進料組成: ( 2班) 含苯為25(質量百分數), (4).塔底產品含苯不大于2(質量百分數);(5).
2、塔頂產品中含苯為99(質量百分數)。 裝置加熱介質為過熱水蒸汽(溫度及壓力由常識自行指定), 裝置冷卻介質為25的清水或35的循環(huán)清水。三、 設計說明書目錄(主要內容) 要求1) 前言說明設計題目設計進程及自認到達的目的，2) 裝置工藝流程(附圖) 及工藝流程說明3) 裝置物料衡算4) 精餾塔工藝操作參數確定5) 適宜回流比下理論塔板數及實際塔板數計算6) 精餾塔主要結構尺寸確實定7) 精餾塔最大負荷截面處T-1型浮閥塔板結構尺寸確實定8) 裝置熱衡算初算確定全凝器、再沸器型號及其他換熱器型號9) 裝置配管及機泵選型10) 適宜回流比經濟評價驗算(不少于3個回流比比擬)11) 精餾塔主要工藝和
3、主要結構尺寸參數設計結果匯總及評價12) 附圖 : 裝置工藝流程圖、裝置布置圖、精餾塔結構簡圖(手繪圖)。四、 經濟指標及參考書目1) 6000元/(平方米塔壁)(塔徑1.11.4m乘1.3, 塔徑1.51.8m乘2.0, 塔徑1.9m以上乘2.8),2) 4500元/(平方米塔板),3) 4000元/(平方米傳熱面積),4) 16元/(噸新鮮水), 8元/(噸循環(huán)水),5) 250元/(噸加熱水蒸汽), 設備使用年限10年, 6) 裝置主要固定資產年折舊率為10% , 銀行借貸平均年利息12.5%。7) 夏清 陳常貴主編?化工原理?(上. 下) 冊修訂本【M】天津; 天津大學出版社20058
4、) 賈紹文 ?化工原理課程設計?【M】天津; 天津大學出版社2002目錄一、前言 .52.1 處理量確定.52.2 設計題目與進程.52.3 概述.5 2.4設計方案.5 2.4.1塔設備的工業(yè)要求.5 2.4.2工藝流程如下.6 2.4.3流程的說明 .6三、精餾塔設計.6 3.1工藝條件確實定.6 3.1.1苯與甲苯的根底數據.6 3.1.2溫度的條件.7 3.1.3操作壓力選定.73.2精餾塔物料恒算.7 3.2.1摩爾分數.7 3.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾量.7 3.2.3質量物料恒算與負荷計算及其結果表.83.3塔板數計算.8 3.3.1.理論塔板數.8 3.3.2做X
5、-Y曲線.8 3.3.3求Rmin.8 3.3.4求理論塔板數.8 3.3.5求平均塔效率ET.8 3.3.6求實際塔板數.83.4有關物性數據的計算 (以精餾段R1為例).9 3.4.1平均壓力計算.9 3.4.2平均摩爾質量計算.9 3.4.3平均密度計算.9 3.4.4液體平均外表張力計算.9 3.3.2.5液體的平均粘度.103.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算.10 3.5.1負荷計算.10 3.5.1.1摩爾計算：.10 3.5.1.2同理得質量計算：.10 3.5.1.3 不同回流比的負荷結果.10 3.5.1.4 Vs和Ls計算.10 3.5.2塔徑的計算.10 3.5.3精餾塔有效
6、高度的計算.11 3.5.4塔頂、塔底空間.11 3.5.4.1塔頂空間HD .11 3.5.4.2塔底空間HB .11 3.5.5塔壁厚計算.12 3.6.F1型浮閥塔板設計 .12 3.6.1溢流裝置.12 3.6.1.1.堰長lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af：.12 3.6.1.4降液管底隙高度ho.12 3.6.2塔板布置及浮閥數目與排列.12 3.6.3塔板流體力學驗算.13 3.6.3.1氣相通過浮閥塔板的壓強降.13 3.6.3.2淹塔.14 3.6.3.3霧沫夾帶.14 3.6.4塔板的負荷性能.14 3.6.4.1霧沫
7、夾帶線.15 3.6.4.2液泛線.15 3.6.4.3液體負荷上限線.15 3.6.4.4漏夜線.16 3.6.4.5 液相負荷下限線.16 3.7.操作彈性計算.16四.熱平衡確定熱換器.16 4.1.塔頂全凝器.16 4.1.1熱負荷Qc .16 4.1.2傳熱面積A.17 4.1.2.1求平均溫度.17 4.1.2.2 K值選定.17 4.1.2.3傳熱面積A.17 4.1.3 循環(huán)水的用量計算.17 4.1.4熱換器選用.17 4.2.塔底再沸器.18 4.2.1熱負荷QB.18 4.2.2傳熱面積A.18 4.2.2.1求平均溫度.18 4.2.2.2傳熱面積A計算.184.2.3
8、 過熱蒸汽的用量.184.2.4再沸器的選用.184.3.原料預熱器 .19 4.3.1求平均溫度.194.3.2 求比熱和傳熱的熱量.19 4.3.3塔底產品預熱給的熱量.194.3.3 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計算.194.3.4 預熱器選用.194.4塔釜產品冷卻器.19五、經濟估算.20 5.1 塔主要設備經費計算R1為例.20 5.1.1塔壁面積計算.20 5.1.2塔板面積計算.20 5.1.3主要塔設備費用計算.20 5.1.4固定資產折舊費用.20 5.2 主要操作費計算10年R1為例.20 5.2.1.清水用量費用.20 5.2.2 過熱蒸汽的用量費用.20 5.2.3設備費
9、用和操作費用的總費用p.21 5.2.4 銀行利息后的總本錢P總 .21 5.3回流比的選擇.21六、精餾塔附件及其重量計算.21 6.1.儲罐.21 6.2.精餾塔接管尺寸.21 6.2.1進料管線管徑.21 6.3.泵的選用.22 6.4精餾塔重量計算.22七設計結果一覽表.23八.個人總結及對本設計的評述.24九.參考文獻.24十、附圖.25-32一、前言化工原理課程設計是理論系實際的橋梁，是讓學生體察工程實際問題復雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設計，要求我們能夠綜合運用化工原理上下冊的根本知識，進行融匯貫穿的獨立思考，在規(guī)定的時間內完成指定的設計任務，從而得到以化工單元操作為主的化工
10、設計的初步訓練。通過課程設計，我們了解到工程設計的根本內容，掌握典型單元操作設計的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實際問題的能力。同時，通過課程設計，還可以使我們樹立正確的設計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度負責的工作作風。二、設計方案確實定 2.1 處理量確定依設計任務書可知，處理量為:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456萬噸/年 2.2 設計題目與設計進程該次設計題目為：3.456萬噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設計。本次設計為倆周，安排如下：表2-1. 進程表找數據與上課全部設計計算畫圖寫說明書第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余時
11、間 2.3概述 塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板和無降液管的塔板。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據氣體流量的大小而上下浮動，自行調節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結構較泡罩塔簡單.浮閥有盤式、條式等多種，國內多用盤式浮閥，此型又分為F
12、1型V1型、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮閥結構較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產中普遍應用，已列入部頒標準JB111881。其閥孔直徑為39mm，重閥質量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 2.4 設計方案2.4.1塔設備的工業(yè)要求總的要求是在符合生產工藝條件下，盡可能多的使用新技術，節(jié)約能源和本錢，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下：一：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。三：流體阻力?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力
13、費用，在減壓操作是時，易于到達所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等.2.4.2工藝流程如下： 苯與甲苯混合液原料儲罐原料預熱器浮閥精餾塔塔頂：全凝器分配器局部回流，局部進入冷卻器產品儲罐(塔釜：再沸器冷卻器產品進入儲罐2.4.3流程的說明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預熱器，在原料預熱器中加熱到103.5度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌?/p>
14、物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)局部進入到塔頂產品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)局部重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一局部進入到塔底產品冷卻器中，一局部進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的參加。最終，完成苯與甲苯的別離。 本次設計的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個系數得到三個回流比，最后比擬那個最好，而不是找出最正確的回流比
15、。三、精餾塔設計 3.1工藝條件確實定 3.1.1苯與甲苯的根底數據 表3-1 相平衡數據溫度/80.1859095100105110.6POA/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0POB/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表3-2 苯與甲苯的物理性質工程分子式相對分子量沸點/臨界溫度/臨界壓力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392
16、.13110.6318.574107.7 表3-3 Antoine常數值組分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 表3-4 苯與甲苯的液相密度溫度/8090100110120810800.2792.5780.3768.9815803.9790.3780.3770.9 表3-5 液體的外表張力溫度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液體的黏度溫度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.
17、2640.2540.228 表3.7 液體的汽化熱溫度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.9373.8367.6361.2354.6 3.1.2溫度的條件： 假定常壓，作出苯甲苯混合液的t-x-y圖，如后附圖所示。依任務書，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y圖可得，tD=80.6,tW=109.7,tF=103.5 精餾段平均溫度tm=80.6*103.51/2=91.34 3.1.3操作壓
18、力選定 最底操作壓力：取回流罐物料的溫度為45，查手冊得POA=29.33Kpa，POB=10.00Kpa.由泡點方程XD=(Pmin-POB)/(POA-POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔頂操作壓力P=1.5P0=1.5*101.33Kpa=152Kpa3.2精餾塔物料恒算 3.2.1摩爾分數由以上可知，摩爾分數為xf=0.282，xD=0.992，xw=0.024 3.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.28278.11+1-0.28292.13=88.18 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992
19、78.11+(1-0.992) 92.13=78.22kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.3質量物料恒算與負荷計算及其結果表總物料衡算D+W=48001 易揮發(fā)組分物料衡算 0.99D+0.02W=0.2548002聯立1、2解得：F=4800 kg/h=1.33kg/s=3.456萬噸/年,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9 kg/h=1.02kg/s=2.637萬噸/年,W=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0
20、.011kmol/sD=1138.1kg/h=0.32kg/s=0.81萬噸/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬噸/年kmol/hkmol/sF48001.333.45654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.3塔板數計算 3.3.1.理論塔板數 3.3.2做X-Y曲線作出苯與甲苯的X-Y圖如后面的附圖所示，因P=1.2P0 故可不對X-Y圖進行修正 3.3.3求Rmin依Q線斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通
21、過(XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q線與平衡線交一點(Xq,Yq)=0.167，0.32，故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39, 3.3.4求理論塔板數取R1=1.2Rmin=5.3，故 可求精餾段操作方程為： y=0.841x+0.157,提餾段操作方程為：y=1.834x-0.02 ，用圖解法求出理論塔板數NT=18,進料板為第10層。同理得出R2=1.5Rmin=6.595時，精餾段操作方程為：y=0.881x+0.118, 提餾段操作方程為：y=1.51x-0.012NT=14,進料板為第9層R3=1.
22、9Rmin=8.34時,精餾段操作方程為：y=0.893x+0.106, 提餾段操作方程為：y=1.434x-0.010NT=13,進料板為第8層 3.3.5求平均塔效率ET塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分別算出t=94.03下得相對揮發(fā)度和L如下：=POA/POB=152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 圖查得該溫度下XA=0.45m=xA苯+1-xA甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278 故 *m=0.69查塔效率關聯曲線得ET=0.53 3.3.6求實際塔板數精餾段實際塔板數 N精=9/0
23、.53=16.98=17 ; 提餾段實際塔板數 N提=8/0.53=16全塔實際塔板數N=18/0.53=34同理可得，R2和R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精餾段實際塔板數 N精=15 ，提餾段實際塔板數N提=10 ，全塔實際塔板數N=26R3=1.9Rmin=8.34時,精餾段實際塔板數 N精=14 ，提餾段實際塔板數N提=10 ，全塔實際塔板數N=253.4有關物性數據的計算(以精餾段R1為例) 3.4.1平均壓力計算 取每層壓降為，那么進料板的壓力P=152+0.7*10=159KPa精餾段的平均壓力位Pm=(152+159)/2=155.5KPa同理其他回流比計算結果如下表： 表3-9 壓力表RR1R2R3進料板壓力/KPa159158.3157.6精餾段平均壓力/KPa155.5155.15154.8 3.4.2平均摩爾質量計算 由 xD=y1=0.992 查 t-x-y圖 得x1=0.983塔頂氣相平均摩爾分子量 MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol塔頂液相平均摩爾分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38K
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