中国石油大学化工原理专业课程设计毕胜苯甲苯乙苯

中国石油大学化工原理专业课程设计毕胜苯甲苯乙苯PAGEPAGE38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：毕胜指导教师：马庆兰设计成绩：日期：2009.6.8-2009.7.4设计任务书目录工艺流程简图第一部分精馏塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节操作温度与压力的确定一、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的确定第四节最少理论板数的确定第五节适宜回流比的确定一、作N-R/Rmin图二、作N（R+1）-R/Rmin图三、选取经验数据第六节理论塔板数的确定第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定附表：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的确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的设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选用四、裙座设计第二节接管的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的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。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，估计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的全塔物料衡算得，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78.114562.248.9甲苯92.141591.841.0乙苯106.168617.236.0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、塔底各组分的摩尔分率解得，三、物料平衡表将以上的结果列入下表中：物料平衡表项目进料塔顶塔底流率kmol/hkg/hkmol/hkg/hkmol/hkg/h苯31.54246430.4823811.0683甲苯40.1136960.262439.853672乙苯24.8726400024.872640合计96.52880030.74240565.786395组成mol%kg%mol%kg%mol%kg%苯0.32680.280.99150.990.01620.0130甲苯0.41560.420.00850.010.60580.5742乙苯0.25760.30000.37800.4128合计111111第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：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的阻力可以近似取作0.15atm则，四、塔顶温度露点方程：试差法求塔顶温度t45.080.085.085.2pa00.29741.00801.17291.1799pb00.09850.38710.45870.4618等式左边3.42031.00560.86390.8587等式右边0.85820.85820.85820.8582五、塔底压力六、塔底温度泡点方程：试差法求塔底温度t90.0120.0128.0128.7pa01.35812.99123.60923.6675pb00.54061.30861.61431.6435pc00.24190.64090.80740.8234等式左边0.44091.08341.34151.3662等式右边1.36521.36521.36521.3652七、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t106.95110.0112.9pa02.15952.33562.5131pb00.90880.99221.0770pc00.42900.47260.5172ka1.70671.84601.9863kb0.71830.78420.8512kc0.33910.37350.4088等式左边1.01491.00751.0001等式右边111将代入方程式的结果列如下表中：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）第三节最小回流比的确定（P502）pa02.1595ka1.7067α122.3760pb00.9088kb0.7183α221pc00.4290kc0.3391α320.4720试差法求θθ1.2131.5501.563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的确定（P503）（不包括再沸器）第五节适宜回流比的确定（不包括再沸器）R2.32.42.52.62.72.82.93.03.13.23.3X0.130.150.180.200.220.240.260.280.200.310.33Y0.520.490.470.450.430.410.400.390.370.360.35N20.018.918.017.316.716.215.715.315.014.614.4N(R+1)66.164.463.162.361.861.561.361.361.361.561.8R/Rmin1.221.271.331.381.431.491.541.591.651.701.75一、作N-R/Rmin图二、作N（R+1）-R/Rmin图三、选取经验数据第六节理论塔板数的确定（P504）联立解得，第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）液体粘度由查图确定（P375），（不包括再沸器）NP与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。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不包括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》P66Smith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容许气速二、提馏段塔径t128.7℃p136.52kPax10.0162x20.6085x30.3780K12.868K21.204K30.603y10.044y20.729y30.228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FixfiHfiDixdiHdiWixwiHwi131.540.33662230.480.99444491.060.0220590240.110.42136980.260.016206839.850.6135082324.870.26-1600.000.002976224.870.38444∑96.521.002016030.741.004459865.781.0021754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，塔顶液相流量根据P70，表2-5，选择单溢流塔板。降液管、堰尺寸的确定：选用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的确定：由，P135附录七，则降液管受液盘：由经验得，本塔采用凹形受液盘，盘深50mm进口堰：在用凹形受液盘时不必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、堰尺寸的确定、降液管停留时间、降液管宽度及面积、受液盘、进口堰、降液管高度均与提镏段相同。第二节浮阀塔板结构参数的确定浮阀型式选择：普通采用F-1型浮阀，浮阀开度2.5~8.5mm，选用标准化的F-1型浮阀，阀重34g，直径48mm，阀孔直径39mm浮阀的排列：采用等腰三角形叉排，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：保证阀孔气速应排列的浮阀数则以塔板总面积为基准的塔板开孔率P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。提馏段：保证阀孔气速应排列的浮阀数则以塔板总面积为基准的塔板开孔率P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。塔板布置图，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通过液层压力降堰上液面高度P76，查图得，当时，，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通过液层压力降堰上液面高度P76，查图得，当时，，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的设计一、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塔径的筒体壁厚选Q235钢的5mm二、封头设计选用标准椭圆形封头，基本尺寸：公称直径曲面高度直边高度三、人孔选用取圆形人孔规格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17<30，采用圆筒形裙座塔径为1m，裙座上需开2个Dg450的人孔塔底有再沸器，裙座的座圈高度取4m基础内环直径基础外环直径第二节接管的设计塔顶蒸气出口管管径dD：P104，表3-5，P109，表3-8，选取公称直径Dg250接管回流管管径dR：选用泵输送，取冷凝液45℃，P106,表3-6，选取进料管管径dF：取P106,表3-6，选取塔底出料管径dW：取P106,表3-6，选取公称直径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，选取公称直径Dg125再沸器返塔管径dB：选取公称直径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核算：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，塔高根据经验取标准弯头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最后一板气相kg/h12624最后一板液相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m