中国石油大学化工原理课程设计毕胜苯甲苯乙苯.docx
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中国石油大学化工原理课程设计毕胜苯甲苯乙苯
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:
设计任务书
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
、清晰分割法、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
、回流罐温度
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
、作N-R/Rmin图、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
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
、筒体设计
、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:
a1
a2
a3
备注
0.2
0.4
进料(F)
8
2
0.3
给定
给定X1,D,估计X3,C=0,
塔顶产品
0.9
0.0
0
(D)
9
1
算得X1,D
未
未
塔顶产品
0.0
(W
13
知
知
注:
表中F、DW为质量流率,
a1、a2、a3为质量分率
F=D+W
列全塔总物料衡算及组分ABC的全塔物料衡算得,
0.28F=0.99D+0.013W
0.42F=0.01D+a2WW
2,W
0.3F=a3,WW
由
(1)、
(2)两式,W=F0.990.28=0.7267F
0.990.013
将式
03F
(5)代入式(4)解得,a3,W==0.4123
0.7276F
由式
(1),D=F—W=(1—0.7276)F=0.2724F
由式
(3),0.42F=0.010.2724F+a2,W0.7276F
解得,a2,W=0.5735
说明计算结果合理已知,F=8.8t/h
的/曰W=0.72678.8=6.4t/h
解得,
D=0.27248.8=2.4t/h
、质量分率换算成摩尔分率(P411)
物性参数化工热力学P189
名
相对分子质量
临界温
临界压
称
g/mol
度Tc
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
注:
温度单位K,压力单位0.1MPa
ai/'Mi
i1
同理,解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率
F=96.52kmol/h解得,D30.74kmol/h
W65.78kmol/h
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
kmol
kg/
kmol
kg/
kmol
kg/h
率
/h
h
/h
h
/h
31.5
246
30.4
238
苯
4
4
8
1
1.06
83
甲
40.1
369
0.26
24
39.8
3672
苯
1
6
5
乙
24.8
264
0
0
24.8
2640
苯
7
0
7
合
96.5
880
30.7
240
65.7
6395
计
2
0
4
5
8
组
mol%
kg%
mol%
kg%
mol%
kg%
成
0.32
0.2
0.99
0.9
0.01
0.01
苯
68
8
15
9
62
30
甲
0.41
0.4
0.00
0.0
0.60
0.57
苯
56
2
85
1
58
42
乙
0.25
0.3
0
0
0.37
0.41
苯
76
0
80
28
合
1
1
1
1
1
1
计
第二节操作温度与压力的确定
、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:
△t=2(yc
已知,冷却剂温度:
ti25C
则,t回ti△t45C
、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
A
B
C
D
-6.982
1.332
-2.628
-3.333
苯
73
13
63
99
甲
-7.286
1.380
-2.834
-2.791
苯
07
91
33
68
乙
-7.486
1.454
-3.375
-2.230
45
88
38
48
以苯为例,x1T仃C1318.15/562.20.434
同理,解得Pb00.09850.1MPa
■/P回1atm.•.取P回1atm1.01330.1MPa
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,P顶P回0.15
1.15atm1.16530.1MPa
四、塔顶温度露点方程:
"-^0
i1Pi
试差法求塔顶温度
t
45.0
80.0
85.0
85.2
0.29
1.00
1.17
1.17
paO
74
80
29
99
pbO
0.09
0.38
0.45
0.46
85
71
87
18
等式左
3.42
1.00
0.86
0.85
边
03
56
39
87
等式右
0.85
0.85
0.85
0.85
边
82
82
82
82
五、塔底压力
六、塔底温度
泡点方程:
P0XiP
试差法求塔底温度
120.
128.
128.
t
90.0
0
0
7
1.35
2.99
3.60
3.66
paO
81
12
92
75
pbO
0.54
1.30
1.61
1.64
06
86
43
35
0.24
0.64
0.80
0.82
pc0
19
09
74
34
等式左
0.44
1.08
1.34
1.36
边
09
34
15
62
等式右
1.36
1.36
1.36
1.36
边
52
52
52
52
七、进料压力
设计中可近似取:
P进
0.1MPa
八、进料温度(P498)
物料衡算和相平衡方程:
X,F
i11(Ki1)e
Xi1
e0.1(质量分率)
试差法求进料温度
106.
110.
112.
95
0
9
2.15
2.33
2.51
paO
95
56
31
0.90
0.99
1.07
pbO
88
22
70
0.42
0.47
0.51
pcO
90
26
72
1.70
1.84
1.98
ka
67
60
63
0.71
0.78
0.85
kb
83
42
12
0.33
0.37
0.40
kc
91
35
88
1.01
1.00
1.00
等式左
边
49
75
01
等式右
1
将代入方程式的结果列如下表中:
进料组成
甲苯
乙苯
摩尔分
质量分
摩尔分
质量分
0.29
0.42
0.27
95
48
57
0.25
0.42
0.31
49
63
89
0.55
0.33
0.10
64
82
54
0.50
0.36
0.13
62
29
03
eXi^
yiXi
0.32680.29950.106(摩尔分率)
0.55640.2995
第三节最小回流比的确定(P502)
pa
2.15
k
1.70
a
2.37
0
95
a
67
12
60
Pb
0.90
k
0.71
a
1
0
88
b
83
22
pc
0.42
k
0.33
a
0.47
0
90
c
91
32
20
0
1.213
1.550
1.563
等式左
-1.55
-0.03
-0.00
边
83
44
06
等式右
边
0.005
0.005
0.005
第四节最少理论板数的确定(P503
Nmin
吩Da1匕00085號18.6(不包括再沸器)
IgmIg2.3879
0.75(1X0'567)
(不包括再沸器)
RRmin
R1
NNmin
N2
R
2.3
2.4
2.5
2.6
2.7
2.8
2.9
3.0
3.1
3.2
3.3
X
0.1
0.1
0.1
0.2
0.2
0.2
0.2
0.2
0.2
0.3
0.3
3
5
8
0
2
4
6
8
0
1
3
Y
0.5
0.4
0.4
0.4
0.4
0.4
0.4
0.3
0.3
0.3
0.3
2
9
7
5
3
1
0
9
7
6
5
N
20.
18.
18.
17.
16.
16.
15.
15.
15.
14.
14.
0
9
0
3
7
2
7
3
0
6
4
N(R+
66.
64.
63.
62.
61.
61.
61.
61.
61.
61.
61.
1)
1
4
1
3
8
5
3
3
3
5
8
R/Rm
1.2
1.2
1.3
1.3
1.4
1.4
1.5
1.5
1.6
1.7
1.7
in
2
7
3
8
3
9
4
9
5
0
5
、作N-R/Rmin图
、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,nr6031
第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定(P465)
0.23mPa
液体粘度由查图确定
(P375),b
0.25mPa
0.29mPa
Np
NRP
Et
Nr
Et
NRP
15.4
0.5547
10.1
0.5547
119
28
18(不包括再沸器)
M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
kPa
101.3
3
塔顶
温度
85.2
压力
kPa
116.5
3
流量
kmol
30.74
/h
04
进料
温度
r
112.9
压力
kPa
126.5
3
流量
kmol
96.52
/h
23
塔底
温度
r
128.7
压力
kPa
136.5
2
流量
kmol
65.78
最小回流比
实际回流比
最少理论板数
实际理论板数
实际塔
总数
板数
精馏
提馏
实际加料板位
/h
20
第八节塔径计算(《课程设计》P65)
1.882
2.974
8.6
15.4
28
18
10
19
不包括再
沸器
11
查图得,l2
v1
v2
807kg/m3
800kg/m3
2.9kg/m3
3.4kg/m3
查图得(《课程设计》P66Smith气相负荷因数关联图),C200.09
查图得,液体表面张力
10.0209N/m
20.0212N/m
气相负荷因数CC20(蚯严0.0908
最大容许气速Umaxcj——=1.152m/S
*V
、提馏段塔径
128.7
P
136.52
r
kPa
0.016
x
0.6085
x
0.37
2
2
3
80
2.868
K
1.204
K
0.60
2
3
3
t
x
1
K
试差法得,t
v1
查图得,C20
1253C
3
761kg/m,12
3
3.0kg/m,v2
0.08
选择塔径1000mm
第九节热力学衡算
回流罐:
查图得,H
8498kJ/mol,
第一块板:
查图得,H
塔顶:
查图得,H
33
756kg/m,13749kg/m
3.5kg/m3,v33.9kg/m3
HB
21203kJ/mol
14380kJ/mol,HB
44449kJ/mol,HB
27757kJ/mol
62068kJ/mol
X2
同理,
X3
进料:
4390,y0.3390
2773,y20.1045
查图得,
塔底:
查图得,Ha20533kJ/mol,Hb34977kJ/mol,叽549kJ/mol
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
Fi
xfi
Hfi
Di
xdi
Hdi
Wi
xwi
Hwi
31.
0.3
662
30.
0.9
444
1.0
0.0
205
1
54
3
2
48
9
49
6
2
90
40.
0.4
136
0.2
0.0
620
39.
0.6
350
2
11
2
98
6
1
68
85
1
82
3
24.
0.2
-16
0.0
0.0
297
24.
0.3
444
进料
19458
93
塔顶产品
带出
13733
0
再沸器
37985
塔底产品
14310
供热
40
带出
31
冷凝器取
39861
热
44
热损失
18992
7
总计
57444
33
总计
57444
33
出方(单位)
87
6
0
0
0
62
87
8
96.
1.0
201
30.
1.0
445
65.
1.0
217
52
0
60
74
0
98
78
0
54
入方(单位)
第二部分塔板设计
第一节溢流装置设计
精馏段设计
9.06m3/h
流型选择:
塔径1000mm塔顶液相流量L91kmol/h
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,
堰长Iw
堰宽b
堰高hw
0.7D0.7m
0.17D0.17m
50mm
不设进口堰,降液管下口至塔板距离
hS
50mm
降液管停留时间t3~5s
降液管宽度b及面积Ad的确定:
由Iw/D0.70,P135附录七,b/D
0.143,AD/AT0.0878
则降液管宽度b0-143D143mm
面积Ad0.0878AT0.0689m
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z180mm,z2
75mm,z350mm
取阀孔动能因数FD
13
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
1143140.0392417.34%
3.14
~4~
12
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
3.14
132——
4
3.1412
4
0.0392
20.08%
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△P干19.9gu0.175277.3166Pa
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△P液0.5(hwh1)gL
I?
堰上液面高度hL2.84103k
(一)3
Lw
P76,查图得,当Iw/D0.7时,
810L
5.2866,得k1.04
雾沫夹带量(P76)
泛点率
取R76.57%80%~82%
降液管内液面高度Hdhwh
hdhp
LS
8.832
h忽略不计,Iwhp36000.70.05
0.07
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△P干19.9gu0.175260.45Pa
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△P液0.5(hwhi)gL
I?
堰上液面高度hL2.84103k(—)3
Lw
P76,查图得,当Iw/D0.7时,
810L
10.95,得k1.06
雾沫夹带量(P76)
泛点率
取F176.73%80%-82%
降液管内液面高度Hd
hwhow
hdhp
△h忽略不计,-Ls-
lwhp
19.96
36000.70.05
0.158
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
过量雾沫夹带线:
淹塔线:
过量漏液线:
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
、筒体设计
塔顶空间高度
HD
1.2m
塔底空间高度
HB
3m
进料空间高度
HF
1.1m
筒体总高度H
n1
HB
HTiHFHD3(282)O.451.11.217m
i1
lOOOmm塔径的筒体壁厚选Q235钢的5mm
、封头设计
选用标准椭圆形封头,基本尺寸:
公称直径Dg
1OOOmm
曲面高度h1
25Omm
直边高度h2
25mm
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Di(0.9~0.95)D
900mm
基础外环直径Do(1.08~1.18)D
1100mm
第二节接管的设计
塔顶蒸气出口管管径dD:
P104,表3-5,u015m/s
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
uR2m/s
1806
冷凝液45C,
2802m806
P106,表3-6,选取dg2S2
253
进料管管径dF:
取umUvVe4.7m/s
P106,表3-6,选取dg2
S2
573.5
塔底出料管径dW
u01.2m/s
取L774
Ml97.2164
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K600
错流传热温差△tm△tm20.4C
总传热面积A疋备
4.1310993.7m2
60020.43600
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,
0.04
塔高△Z17421m
根据经验取L50m
△H
压力损失
H
f(d2)21
d2g
△p
—P△Z△Hf
g
22.2m
1.
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