化工原理課程設(shè)計(jì)生產(chǎn)5.4萬(wàn)噸苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)

1、成績(jī) 化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書 設(shè)計(jì)題目：5.4萬(wàn)噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)姓 名 班 級(jí) 化工09-4班 學(xué) 號(hào) 完成日期 2012-1-8 指導(dǎo)教師 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(化工09-3,4適用)一、 設(shè)計(jì)說(shuō)明書題目: 5.4(萬(wàn)噸/年) 苯 - 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書二、 設(shè)計(jì)任務(wù)及條件(1).處理量: (1500本班學(xué)號(hào)150) kg/h (每年生產(chǎn)時(shí)間按7200小時(shí)計(jì));(2). 進(jìn)料熱狀況參數(shù)：( 4班)為0.30,(3). 進(jìn)料組成: ( 4班) 含苯為55(質(zhì)量百分?jǐn)?shù)), (4).塔底產(chǎn)品含苯不大于1(質(zhì)量百分?jǐn)?shù));(5). 塔頂產(chǎn)品中含苯為98(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。

2、 塔頂采用30度的冷回流，冷卻水溫度為25度，塔底再沸器加熱介質(zhì)為比密度0.86的柴油，進(jìn)口溫度290度，出口溫度160度。三、 設(shè)計(jì)說(shuō)明書目錄(主要內(nèi)容) 要求1) 裝置工藝流程及工藝流程說(shuō)明2) 裝置物料衡算3) 工藝條件及校核4) 回流比比較計(jì)算確定最優(yōu)方案5) 最優(yōu)方案的f1重型浮閥塔板設(shè)計(jì)6) 最優(yōu)方案設(shè)計(jì)結(jié)果匯總及評(píng)價(jià)7) 裝置停開工操作原則8) 附錄：1、裝置詳細(xì)工藝流程圖，2、精餾塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖四、 經(jīng)濟(jì)指標(biāo)及參考書目1) 料液輸送3元（噸每小時(shí)）2) 冷卻水16元（噸每小時(shí)）3) 3000元/(平方米塔板重閥),5000元/(立方米塔)4) 4000元/(立方米傳熱面積),5)

3、泵報(bào)價(jià)1200元/(立方米每小時(shí))6) 熱載體柴油160元一噸每小時(shí), 設(shè)備使用年限15年, 7) 裝置主要固定資產(chǎn)年折舊率為10% , 銀行借貸平均年利息12.5%。五、參考書目 化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)、化工工藝設(shè)計(jì)圖表、煉油工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)浮閥塔分冊(cè) 目錄一、前言 .52.1 處理量確定.52.2 設(shè)計(jì)題目與進(jìn)程.52.3 概述.5 2.4設(shè)計(jì)方案.5 2.4.1塔設(shè)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(shuō)明 .6三、精餾塔設(shè)計(jì).6 3.1工藝條件的確定.6 3.1.1苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù).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

4、.2.1摩爾分?jǐn)?shù).7 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量.7 3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表.83.3塔板數(shù)計(jì)算.8 3.3.1.理論塔板數(shù).8 3.3.2做x-y曲線.8 3.3.3求rmin.8 3.3.4求理論塔板數(shù).8 3.3.5求平均塔效率et.8 3.3.6求實(shí)際塔板數(shù).83.4有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 (以精餾段r1為例).9 3.4.1平均壓力計(jì)算.9 3.4.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.9 3.4.3平均密度計(jì)算.9 3.4.4液體平均表面張力計(jì)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(jì)算.10 3.5.1負(fù)荷計(jì)算.10 3.5.1.1摩爾

5、計(jì)算：.10 3.5.1.2同理得質(zhì)量計(jì)算：.10 3.5.1.3 不同回流比的負(fù)荷結(jié)果.10 3.5.1.4 vs和ls計(jì)算.10 3.5.2塔徑的計(jì)算.10 3.5.3精餾塔有效高度的計(jì)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(jì)算.11四.熱平衡確定熱換器.11 4.1.塔頂全凝器.11 4.1.1熱負(fù)荷qc .11 4.1.2傳熱面積a.12 4.1.2.1求平均溫度.12 4.1.2.2 k值選定.12 4.1.2.3傳熱面積a.12 4.1.3 循環(huán)水的用量計(jì)算.12 4.1.4熱換器選用.12

6、 4.2.塔底再沸器.13 4.2.1熱負(fù)荷qb.13 4.2.2傳熱面積a.13 4.2.2.1求平均溫度.13 4.2.2.2傳熱面積a計(jì)算.134.2.3 過(guò)熱蒸汽的用量.134.2.4再沸器的選用.134.3.原料預(yù)熱器 .14 4.3.1求平均溫度.144.3.2 求比熱和傳熱的熱量.14 4.3.3塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量.144.3.3 傳熱面積和過(guò)熱蒸汽的用量計(jì)算.144.3.4 預(yù)熱器選用.144.4塔釜產(chǎn)品冷卻器.14五、經(jīng)濟(jì)估算.15 5.1 塔主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算（r1為例）.15 5.1.1塔壁面積計(jì)算.15 5.1.2塔板面積計(jì)算.15 5.1.3主要塔設(shè)備費(fèi)用計(jì)算.15

7、5.1.4固定資產(chǎn)折舊費(fèi)用.15 5.2 主要操作費(fèi)計(jì)算（10年）（r1為例）.15 5.2.1.清水用量費(fèi)用.15 5.2.2 過(guò)熱蒸汽的用量費(fèi)用.15 5.2.3設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的總費(fèi)用p.15 5.2.4 銀行利息后的總成本p總 .15 5.3回流比的選擇.15六. f1型浮閥塔板設(shè)計(jì) .16 6.1溢流裝置.16 6.1.1 .堰長(zhǎng)lw.16 6.1.2.出口堰高h(yuǎn)w.16 6.1.3弓形降液管寬度wd和面積af：.16 3.6.1.4降液管底隙高度ho.16 6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.17 6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算.17 6.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降.17 6.3.2淹塔

8、.17 6.3.3霧沫夾帶.18 6.4塔板的負(fù)荷性能.18 6.4.1霧沫夾帶線.18 6.4.2液泛線.18 6.4.3液體負(fù)荷上限線.19 6.4.4漏夜線.19 6.4.5 液相負(fù)荷下限線.19七、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表. 20八裝置停開工操作原則.21九.個(gè)人總結(jié)及對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述.21一、前言化工原理課程設(shè)計(jì)是理論系實(shí)際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實(shí)際問(wèn)題復(fù)雜性的初次嘗試。通過(guò)化工原理課程設(shè)計(jì)，要求我們能夠綜合運(yùn)用化工原理上下冊(cè)的基本知識(shí)，進(jìn)行融匯貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到以化工單元操作為主的化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，我們了解到工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握典型

9、單元操作設(shè)計(jì)的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力。同時(shí)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)，還可以使我們樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。二、設(shè)計(jì)方案的確定 2.1 處理量確定依設(shè)計(jì)任務(wù)書可知，處理量為:1500+40*150=7500kg/h,7500*7200=5.4萬(wàn)噸/年 2.2 設(shè)計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程該次設(shè)計(jì)題目為：5.4萬(wàn)噸/年苯甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)。本次設(shè)計(jì)為倆周，安排如下：表2-1. 進(jìn)程表找數(shù)據(jù)與上課全部設(shè)計(jì)計(jì)算畫圖寫說(shuō)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(shí)間 2.3概述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)

10、備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)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(wú)降液管的塔板。工業(yè)應(yīng)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(guò)程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單.浮閥有盤式、條式等多種，國(guó)內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為f1型（v1型）、v4型、十字架型、和a型，其中f1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省

11、材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881）。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)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(shè)計(jì)方案2.4.1塔設(shè)備的工業(yè)要求總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力小：流體通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。四：有一定的操作彈

12、性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。五：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)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(chǔ)罐）原料預(yù)熱器浮閥精餾塔（塔頂：全凝器分配器部分回流，部分進(jìn)入冷卻器產(chǎn)品儲(chǔ)罐）(塔釜：再沸器冷卻器產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐）2.4.3流程的說(shuō)明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到89攝氏度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔铮钟幸合嗷旌衔?，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物

13、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(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 本次設(shè)計(jì)的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個(gè)系數(shù)得到三個(gè)回流比，最后找出最佳的回流比。三、精餾塔設(shè)計(jì) 3.1工藝條件的確定 3.1.1苯與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表3-1

14、 相平衡數(shù)據(jù)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(zhì)項(xiàng)目分子式相對(duì)分子量沸點(diǎn)/臨界溫度/臨界壓力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 表3-3 antoine常數(shù)值組分a

15、bc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 液體的表面張力溫度/809010011012021.2720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31 表3-6 液體的黏度溫度/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228 表3.7 液體的汽化熱溫度/80901001101

16、20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(wù)書，可算出：xf=(0.55/78.11)/(0.55/78.11+0.45/92.13)=0.59;同理，xd=0.984，xw=0.012查t-x-y圖可得，td=80.7,tw=109.8,tf=89 精餾段平均溫度tm=（80.7+89）1/2=84.85 3.1.3操作壓力選定 最底操作壓力：取回流罐物料的溫度為83.85，查手冊(cè)得poa=29.33kpa，

17、pob=10.00kpa.由泡點(diǎn)方程xd=(pmin-pob)/(poa-pob)=0.983,可得pmin=29.02kpa.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?jǐn)?shù)由以上可知，摩爾分?jǐn)?shù)為xf=0.59，xd=0.984，xw=0.012 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量mf=xfma+(1-xf)mb=0.5978.11+（1-0.59）92.13=83.85 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.984 78.11+(1-0.984) 92.13=78.33kg/kmol ，mw=xwm

18、a+(1-xw)mb=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.96 kg/kmol 3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表總物料衡算d+w=7500（1） 易揮發(fā)組分物料衡算 0.98d+0.01w=0.597500（2）聯(lián)立（1）、（2）解得：f=7500 kg/h=2.08kg/s=5.4萬(wàn)噸/年,f=7500/83.86=89.43 kmol/h=0.025kmol/sw=3015.5 kg/h=0.84kg/s=2.171萬(wàn)噸/年,w=3015.5/91.96=32.79 kmol/h=0.009kmol/sd=4484.5kg/h=1.25kg/s=3.23

19、萬(wàn)噸/年,d=4484.5/78.33=57.25kmol/h=0.016kmol/s 表3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s萬(wàn)噸/年kmol/hkmol/sf75002.085.489.430.025d4484.51.253.2357.250.016w3015.50.842.1732.800.0093.3塔板數(shù)計(jì)算 3.3.1.理論塔板數(shù) 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(duì)x-y圖進(jìn)行修正 3.3.3求rmin依q線斜率k=-0.3/0.7=-0.43，且通過(guò)(xf,xf)=(0.59,0.59),作出q線與平衡線交一點(diǎn)(xq,yq)=

20、（0.44，0.66），故rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.98-0.66)/(0.66-0.44)=1.47, 3.3.4求理論塔板數(shù)取r1=1.1rmin=1.62，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(shù)nt=24,進(jìn)料板為第12層。同理得出r2=1.28rmin=1.88時(shí)，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=19,進(jìn)料板為第10層r3=1.45rmin=2.13時(shí),精餾段操作方程為：y=0.893x+0.106, 提餾段

21、操作方程為：y=1.434x-0.010nt=17,進(jìn)料板為第9層 3.3.5求平均塔效率et塔頂與塔底的平均溫度：tm=(80.7*109.8)0.5=94.03分別算出t=94.03下得相對(duì)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(guān)聯(lián)曲線得et=0.53 3.3.6求實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際塔板數(shù) n精=11/0.53=21 ; 提餾段實(shí)際塔板數(shù) n提=13/0.53=25全塔實(shí)際塔板

22、數(shù)n=24/0.53=46同理可得，r2和r3得如下：r2=1.28rmin=1.88精餾段實(shí)際塔板數(shù) n精=17 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù)n提=19 ，全塔實(shí)際塔板數(shù)n=36r3=1.45rmin=2.13時(shí),精餾段實(shí)際塔板數(shù) n精=15 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù)n提=17 ，全塔實(shí)際塔板數(shù)n=323.4有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(以精餾段r1為例) 3.4.1平均壓力計(jì)算 取每層壓降為，那么進(jìn)料板的壓力p=152+0.7*12=160.4kpa精餾段的平均壓力位pm=(152+160.4)/2=156.2kpa同理其他回流比計(jì)算結(jié)果如下表： 表3-9 壓力表rr1r2r3進(jìn)料板壓力/kpa160.415915

23、8.3精餾段平均壓力/kpa156.2155.55155.15 3.4.2平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 xd=y1=0.984 查 t-x-y圖 得x1=0.972塔頂氣相平均摩爾分子量 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.983*78.11+0.17*92.13=78.22kg/kmol塔頂液相平均摩爾分子量mlmd=x1ma+(1-x1)mb=0.972*78.11+0.028*92.13=78.39kg/kmol 由xf=0.59,查t-x-y圖知:yf=0.784進(jìn)料板氣相平均摩爾分子量 mvmf=yfma+(1-yf)mb=0.784*78.11+0.21*92.13=81.02kg/kmol進(jìn)料板液相平均摩爾分子量 mlmf=xfma+(1-xf)mb=591*78.11+409*92.13=83.73kg/kmol精餾段氣相平均摩爾分子量精餾段液相平均摩爾分子量 3.4.3平均密度計(jì)算 a.氣相平均密度 =pm*mm/rtm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15)=4.01kg/m3同理計(jì)算出其他回流比r2和r3的分別 為：4.00kg/kmol和4.00kg/kmol b.液相的平均密度：塔頂平均