石油大学化工原理课程设计毕胜苯甲苯乙苯Word文件下载.docx
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a1
a2
a3
备注
进料(F)
0.28
0.42
0.3
给定
塔顶产品(D)
0.99
0.01
给定x1,D,估计x3,D=0,算得x1,D
塔顶产品(W)
0.013
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,
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
78.114
562.2
48.9
甲苯
92.141
591.8
41.0
乙苯
106.168
617.2
36.0
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
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/h
kg/h
31.54
2464
30.48
2381
1.06
83
40.11
3696
0.26
24
39.85
3672
24.87
2640
0
合计
96.52
8800
30.74
2405
65.78
6395
组成
mol%
kg%
0.3268
0.28
0.9915
0.99
0.0162
0.0130
0.4156
0.42
0.0085
0.01
0.6058
0.5742
0.2576
0.30
0.3780
0.4128
1
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,
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
A
B
C
D
-6.98273
1.33213
-2.62863
-3.33399
-7.28607
1.38091
-2.83433
-2.79168
-7.48645
1.45488
-3.37538
-2.23048
以苯为例,
同理,解得
∵
∴取
塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.15atm
露点方程:
试差法求塔顶温度
t
45.0
80.0
85.0
85.2
pa0
0.2974
1.0080
1.1729
1.1799
pb0
0.0985
0.3871
0.4587
0.4618
等式左边
3.4203
1.0056
0.8639
0.8587
等式右边
0.8582
泡点方程:
试差法求塔底温度
90.0
120.0
128.0
128.7
1.3581
2.9912
3.6092
3.6675
0.5406
1.3086
1.6143
1.6435
pc0
0.2419
0.6409
0.8074
0.8234
0.4409
1.0834
1.3415
1.3662
1.3652
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
106.95
110.0
112.9
2.1595
2.3356
2.5131
0.9088
0.9922
1.0770
0.4290
0.4726
0.5172
ka
1.7067
1.8460
1.9863
kb
0.7183
0.7842
0.8512
kc
0.3391
0.3735
0.4088
1.0149
1.0075
1.0001
将代入方程式的结果列如下表中:
进料组成
液相
摩尔分率
0.2995
0.4248
0.2757
质量分率
0.2549
0.4263
0.3189
气相
0.5564
0.3382
0.1054
0.5062
0.3629
0.1303
(摩尔分率)
第三节最小回流比的确定(P502)
α12
2.3760
α22
α32
0.4720
试差法求θ
θ
1.213
1.550
1.563
-1.5583
-0.0344
-0.0006
0.005
第四节最少理论板数的确定(P503)
(不包括再沸器)
R
2.3
2.4
2.5
2.6
2.7
2.8
2.9
3.0
3.1
3.2
3.3
X
0.13
0.15
0.18
0.20
0.22
0.24
0.26
0.31
0.33
Y
0.52
0.49
0.47
0.45
0.43
0.41
0.40
0.39
0.37
0.36
0.35
N
20.0
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
R/Rmin
1.22
1.27
1.33
1.38
1.43
1.49
1.54
1.59
1.65
1.70
1.75
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),
NP与假设实际塔板数N=30近似,可认为计算结果准确。
附:
单位
数值
回流罐
温度
℃
45
压力
kPa
101.33
85.2
116.53
流量
30.7404
126.53
96.5223
128.7
136.52
65.7820
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)
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
128.7℃
p
136.52kPa
x1
0.0162
x2
0.6085
x3
0.3780
K1
2.868
K2
1.204
K3
0.603
y1
0.044
y2
0.729
y3
0.228
试差法得,
查图得,
选择塔径1000mm
回流罐:
第一块板:
塔顶:
进料:
同理,
塔底:
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:
组分
Fi
xfi
Hfi
Di
xdi
Hdi
Wi
xwi
Hwi
6622
44449
0.02
20590
2
13698
62068
0.61
35082
3
-160
0.00
29762
0.38
444
∑
1.00
20160
44598
21754
入方(单位)
出方(单位)
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
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。
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:
塔板布置图,见附图
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:
计算表明,浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开,应取35.2mm
△h忽略不计,
(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
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
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
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
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
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:
塔底出料管径dW:
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/s
P106,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
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%
选择FLA400-25-25-2
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
工艺计算结果汇总表
塔顶产品
2405
塔底产品
6395
8800
第一板气相
8163
第一板液相
6081
最后一板气相
12624
最后一板液相
19019
冷却水
98400
加热蒸汽
19500
设备计算结果汇总表
塔径
m
板间距
mm
450
堰高
50
堰长
0.7
降液管底隙
降液管宽度
143
阀孔数
114/132
标准F-1阀
开孔率
%
17.34/20.08
F1010型
受液盘深
塔顶板压力降
5.5
塔底板压力降
5.8
塔顶泛点率
76.57<
80
符合要求
塔底泛点率
76.73<
塔顶泄漏量
塔底泄漏量
塔顶降液管液面高
0.154
塔底降液管液面高
0.156
塔顶降液管内液体停留时间
s
14
塔底降液管内液体停留时间
6
塔顶操作弹性
3.34
塔底操作弹性
3.08
塔总高
21
一、工艺计算过程中主要分析回流比的选取,回流比是精馏段操作的一个重要参数,其下限是最小回流比,采用较大回流比可减少理论板数和降低塔高,可降低费用。
但塔径、再沸器、冷凝器的热负荷,泵的动力消耗也随之增加,使操作费用增大。
从经济角度考虑,需选用合适回流比。
二、塔板负荷性能图分析。
对结构参数已定的塔板,为保证其稳定操作,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。
操作点必须在操作范围内,并有一定操作弹性。
三、辅助设备选取。
换热面积必须有一定的裕度,使实际生产有一定的可调节性和换热器有一定可靠性,同时流体通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。
《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》
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