(此文檔為word格式，下載后您可任意編輯修改！)廣東石油化工學院化工原理課程設計設計說明書設計題目:1.3068萬噸年苯—甲苯連續精餾裝置工藝設計

化工原理課程設計任務書(應化10級各班適用)任務名稱：1.3068萬噸年苯-甲苯連續常壓精餾裝置工藝設計說明書任務給定條件處理量為：2班(1500+學號×150)kg........................................................................................................................103.3.4操作線方程..............................................................................................................113.3.5用圖解法算理論板數..............................................................................................113.3.6求平均塔效率ET......................................................................................................113.3.7求實際塔板數..........................................................................................................113.4塔的精餾段操作工藝條件及計算.................................................................................123.4.1平均壓強............................................................................................................123.4.2進料溫度的計算......................................................................................................123.4.3平均摩爾質量的計算..............................................................................................133.4.4平均密度計算..........................................................................................................143.4.5液體平均表面張力計算..........................................................................................153.4.6液體平均粘度計算..................................................................................................163.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算.........................................................................................173.5.1負荷計算R1=3.93.................................................................................................173.5.1.1精餾塔的汽、液相負荷：..............................................................................173.5.1.2Vs和Ls計算................................................................................................173.5.2塔徑的計算..............................................................................................................183.5.3精餾塔有效高度的計算..........................................................................................193.5.4塔頂、塔底空間......................................................................................................203.5.4.1塔頂空間.....................................................................................................203.5.4.2塔底空間....................................................................................................203.5.4.3封頭高度...................................................................................................203.5.4.4裙座高度.............................................................................................20.3.5.5塔壁厚計算、塔總高度...................................................................................................203.6.F1型浮閥塔板設計（以塔頂第二塊為例）......................................................203.6.1溢流裝置.................................................................................................................223.6.2塔板布置及浮閥數目與排列..................................................................................233.6.3塔板流體力學驗算..................................................................................................233.6.3.1氣相通過浮閥塔板的壓強降..........................................................................233.6.3.2液泛..................................................................................................................243.6.3.3霧沫夾帶..........................................................................................................243.6.4塔板的負荷性能圖..............................................................................................243.6.4.1霧沫夾帶線......................................................................................................243.6.4.2液泛線..............................................................................................................253.6.4.3液體負荷上限線..............................................................................................253.6.4.4漏夜線..............................................................................................................263.6.4.5液相負荷下限線.............................................................................................263.6.5操作彈性計算..........................................................................................................26裝置熱衡算確定熱換器（以一秒計算為例）.......................................................274.1塔頂冷凝器......................................................................................................................274.2塔底再沸器......................................................................................................................274.3塔釜產品冷卻器...............................................................................................................28經費估算............................................................................................................................295.1設備費用計算...................................................................................................................295.1.1塔體費用...................................................................................................................295.1.2塔板費用...................................................................................................................295.1.3總換熱器費用...........................................................................................................295.1.4總設備費用...............................................................................................................295.2固定資產折舊后年花費用...............................................................................................295.3主要操作年費用計算.......................................................................................................305.3.1清水用量費用...........................................................................................................305.3.2柴油用量費用...........................................................................................................305.3.3料液輸送費...............................................................................................................305.3.4總操作費用...............................................................................................................305.4年總成本............................................................................................................................305.5年總收益............................................................................................................................305.6年純收入............................................................................................................................30設計結果一覽表...............................................................................................................31個人總結及對本設計的評述 .................................................................................32附圖......................................................................................................................................33一、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基本知識，進行融匯貫通的獨立思考，在規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設計的初步訓練。通過課程設計，我們了解到工程設計的基本內容，掌握典型單元操作設計的主要程序和方法，培養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，培養實事求是、嚴肅認真、高度負責的工作作風。二、設計方案的確定2.1處理量確定依設計任務書可知，處理量為:1500+1×150=1650kg-POB)(POA

-POB)=0.992,可得Pmin=15.74Kpa.取塔頂操作壓力P=15.74+0.1*1000=115.74Kpa3.2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=0.388，xD=0.983，xw=0.01183.2.2原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾量原料液的平均摩爾質量：MF＝78.11×0.388＋(1－0.388)×92.14＝86.696kgkmol塔頂液的平均摩爾質量：MD＝78.11×0.983＋(1－0.983)×92.14＝78.349kgkmol塔底液的平均摩爾質量：MW＝78.11×0.0118＋(1－0.0118)×92.14＝91.974kgkmol3.2.3質量物料恒算與負荷計算及其結果表全塔物料衡算：進料液：F=1650（kg從而算得苯--甲苯物系在某些溫度t下的a值（附x值）t(℃)859095100105α2.542.512.462.412.37從而推出所以平衡線方程因為q=0.25所以Q線斜率且過點因此得Q線方程：計算得Q線方程與平衡線方程交點=（0.24,0.43）又因為故R=2.91×1.35=3.933.3.4操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：3.3.5用圖解法算理論板數用圖解法得出理論塔板數作圖如后面附圖所示=15（包括再沸器）,進料板為第8層其中=7，=7(不包括再沸器)3.3.6求平均塔效率ET前面已計算可知平均塔溫為tm=（80.5*109.6）12=93.93℃。由經驗式[3]式中，μ—塔頂及塔底平均溫度下的液體的平均粘度；—塔頂及塔底平均溫度下的相對揮發度在℃苯的粘度:厘泊。甲苯的粘度:厘泊。加料液體的平均粘度：=+（1-)=0.273厘泊。3.3.7求實際塔板數精餾段實際板層數提餾段實際板層數全塔實際塔板數N=263.4塔的精餾段操作工藝條件及計算3.4.1平均壓強塔頂操作壓力計算PD=98kPa每層塔板壓降△P=0.7kPa第二塔板P1=98+0.7=98.7kPa精餾塔進料口上第三板精餾塔進料口下第二板3.4.2進料溫度的計算對應的溫度為塔底溫度，為℃。對應的溫度為塔頂溫度，為℃。精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：平均塔溫為tm=（80.5*109.6）12=93.93℃。第二塔板的溫度：由t-x-y圖得精餾塔進料口上第三板的溫度：精餾塔進料口下第二板的溫度：綜上可知：操作溫度操作壓力組成x組成y塔頂第二板80.598.70.9590.983進料口上第三板92.271050.5010.721進料口下第二板97.92108.50.3250.5403.4.3平均摩爾質量的計算塔頂：XD=Y1=0.983，X1=0.959進料板：由=0.388,查t-x-y圖知:=0.605塔釜：，精餾段平均摩爾質量：提餾段平均摩爾質量：第二塔板摩爾質量計算：由=0.932=0.971，查平衡曲線（圖1），得=+(1-)=+(1-)同理可得=82.02KgKmol=85.11KgKmol=84.56KgKmol=87.57KgKmol綜上可知：塔頂第二板78.60079.638進料口上第三板82.0285.11進料口下第二板84.5687.573.4.4平均密度計算氣相平均密度計算理想氣體狀態方程計算，即精餾段氣相密度：提留段氣相密度：液相平均密度計算由式求相應的液相密度。對于塔頂：時,用內插法求得下列數據對于進料板：用內插法求得下列數據對于塔底：用內插法求得下列數據精餾段平均密度：提餾段平均密度：第二塔板氣相密度計算：同理可得第二塔板液相密度計算：由=81.677℃查手冊得,=813.248第二板液相的質量分數為同理可得綜上可知：ρLm塔頂第二板2.61811.88進料口上第三板2.83799.57進料口下第二板2.97793.473.4.5液體平均表面張力計算液體表面張力σM=對于塔頂：由℃查手冊得對于進料板：由查手冊得對于塔底：由查手冊得精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：3.4.6液體平均粘度計算塔頂液相平均的黏度的計算由℃查表得：進料板液相平均黏度的計算由查表得：同理可得塔底液相平均的黏度的計算由℃查表得：同理可得精餾段液相平均粘度提餾段液相平均粘度3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算3.5.1負荷計算R1=3.933.5.1.1精餾塔的汽、液相負荷：精餾段：液相流量：L=R×D=3.93×7.372=28.972kmol，板上液層高度hL=0.06m，則HT-查史密斯關聯圖得C20=0.064取安全系數為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為：D=0.8m2、提餾段塔徑計算，由（由式）由課程手冊108頁圖5-1查圖的橫坐標為取板間距HT=0.35m，板上液層高度hL=0.06m，則HT-查史密斯關聯圖得C20=0.064取安全系數為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為：D=0.8m根據上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑為：D=0.8m塔塔截面積為：AT=π4×D2=0.5024m2精餾段實際空塔氣速為:提餾段實際空塔氣速為:3.5.3精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（13-1）×0.35=4.2m提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.35=4.2m另外，在塔頂開一個人孔，其塔板距為0.8m故精餾塔的有效高度為：Z=Z精+Z提=4.2+4.2+0.8=9.2m3.5.4塔頂、塔底空間3.5.4.1塔頂空間取塔頂3.5.4.2塔底空間假定塔底空間依儲存液量停留5分鐘，那么塔底液高取塔底液面距最下面一層板留1.16米，故塔底空間HB=0.496+1.16=1.656m3.5.4.3封頭高度3.5.4.4裙座高度3.5.5塔壁厚計算、塔總高度取每年腐蝕0.3mm，因限制用年數為15年，年壽終了的最低那么壁厚故按標準，取壁厚10mm塔總高度3.6.F1型浮閥塔板設計（以塔頂第二塊為例）3.6.1溢流裝置選用單溢流方形降液管，不設進口堰，各項計算如下：A.堰長:取堰長B.出口堰高:，近似取E=1，則=0.06-0.0087=0.0513m同理可得=0.0508m=0.0506m綜上可知hw塔頂第二塊0.0513進料口上第三板0.0508進料口下第二板0.0506C.弓形降液管寬度和面積：由,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，故驗算液體在降液管中的停留時間：，故降液管設計合理。同理可得綜上可知θ塔頂第二塊16.08進料口上第三板14.77進料口下第二板14.28D.降液管底隙高度液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25ms，取液體通過降液管底隙的流速，則有：故降液管底隙高度設計合理同理可得綜上可知ho塔頂第二塊0.0115進料口上第三板0.0125進料口下第二板0.01303.6.2塔板布置及浮閥數目與排列A塔板的布置本設計塔徑為D=0.8m，因，故塔板采用分塊式,分為三塊。取邊緣區域寬度開孔區面積數據代入上式得0.3187mB浮閥數目與排列選用F1型重閥，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，閥孔直徑=39mm，取同一排的孔心距t=75mm取閥孔動能因子=10，孔速每一層塔板上的浮閥數N同理得則排間距取t’=65mm按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖核算得：閥孔動能因數變化不大，仍在9~12范圍內。塔板開孔率=uu=0.6156.21=9.90%同理得塔板開孔率=uu=0.6155.98=10.28%塔板開孔率=uu=0.6415.84=10.98%綜上可知N開孔率塔頂第二塊416.219.90進料口上第三板415.9810.28進料口下第二板415.8410.983.6.3塔板流體力學驗算3.6.3.1氣相通過浮閥塔板的壓強降：A.干板阻力:因為>,故B.板上充氣液層阻力:由液相為碳氫化合物，可取充氣系數m液柱C.液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不計。因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液柱高為=0.034+0.030=0.064m液柱.則單板壓降＜700Pa故設計合理。同理得綜上可知ΔP塔頂第二塊509.73進料口上第三板502.00進料口下第二板505.213.6.3.2液泛為了防止液泛現象的發生，要求控制降液管中清液層高度，≤φ(+)其中=++A.依前面可知，=0.064m液柱B.液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰，故液柱，同理得C.板上液層高度，前已選定=0.06m則=0.064+0.06+0.00259=0.127m同理得=0.1266m=0.1276m取φ=0.4又已選定=0.35m，=0.0513m，則φ(+)=0.4×（0.35+0.0513）=0.161m可見＜φ(+),符合防止液泛的要求.綜上可知φ(+)塔頂第二塊0.0002590.1270.161進料口上第三板0.0002600.12660.160進料口下第二板0.0002570.12760.1603.6.3.3霧沫夾帶a.泛點率=板上液體流經長度=D-2=0.8-2×0.0992=0.6016m板上液體面積=-2=0.502-2×0.0363=0.4294m苯和甲苯按正常系統取物性系數K=1.0，由泛點負荷系數圖查得=0.112泛點率=b.泛點率=泛點率依倆式算出泛點率均在70％以下，故知霧沫夾帶量能滿足＜0.1kg(液)kg(氣)的要求同理可得進料口上第三板a.泛點率=37.44％b.泛點率=39.47％進料口下第二板a.泛點率=37.45％b.泛點率=39.43％3.6.4塔板的負荷性能圖3.6.4.1霧沫夾帶線依據泛點率=按泛點率=70%，代人數據化簡整理得：=-14.407+0.593,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中—圖所示。同理可得霧沫夾帶線進料口上第三板=-13.728+0.570進料口下第二板=-13.293+0.5573.6.4.2液泛線依前可知=++≤φ(+)φ(+)=由此式確定液泛線，忽略項。即：因,、、、、、均為定值，把有關數據代人整理得液泛線：任意取3點坐標如下：（0.001，0.3856）,(0.003,0.2472),(0.005,0.0284),在Vs-Ls圖中作出液泛線（2），同理可得：液泛線進料口上第三板進料口下第二板對進料口上第三板任意取五點坐標如下：（0.001，0.59098）,(0.003,0.48596),(0.005,0.25019)對進料口下第二板任意取五點坐標如下：（0.001，0.5726）,(0.003,0.4762),(0.005,0.2719)3.6.4.3液體負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3-5s，液體在降液管內停留時間.=3--5S則液相負荷上限線（3）在Vs-Ls圖中為與氣相流量無關的垂線。同理可得：液相負荷上限線進料口上第三板進料口下第二板3.6.4.4漏夜線對于F1型重閥，依據計算，則 又知則作氣相負荷下限線，與液體流量無關的水平漏液線（4）同理可得：漏液線進料口上第三板進料口下第二板3.6.4.5液相負荷下限線取堰上液層上高度=0.006m作為液相負荷下限條件，即=0.006m從而計算出下限值，取E=1則，依此作出液相負荷下限線(5)，該線為氣相流出無關的豎直線。同理可得：液相負荷下限線進料口上第三板進料口下第二板3.6.5操作彈性計算依附圖中的Vs-Ls圖可知，由，得因故操作彈性=同理可得：操作彈性進料口上第三板0.00159進料口下第二板0.00168四、裝置熱衡算確定熱換器（以一秒計算為例）4.1塔頂冷凝器塔頂采用30℃的冷回流求平均溫度依以上可知T塔頂（80.5℃）→TD(30℃)t2(45℃)←t1(25℃)35.55故由tD＝80.6℃，查液體汽化潛熱熱共線圖得：氣體摩爾體積8.314（80.6+273.15）98=30.0m3kmol蒸汽體積流量36.344×30=1090.32m3，管層數Np為1，中心排管數為11，換熱管長度L為6m，換熱面積為34.9m2。水的比熱容冷凝水的質量流量=314.16×1000（4183×20）=3.76kgs冷卻水用量為W總1=3.76×3600×24×330=10.72萬噸年4.2塔底再沸器T柴油:290℃→160℃TW:109.6℃←109.6℃:180.4℃50.4℃故由109.6℃，查液體汽化潛熱熱共線圖得：371.4kJkg氣體摩爾體積=27.55m3kmol氣體流量=22.07×27.55=608.03m3，管層數Np為4，中心排管數為4，換熱管長度L為3m，換熱面積為6.4m2。柴油的比熱容加熱蒸汽的質量流量QCp219.13×1000(2177.6×180.3)=0.56kgs柴油用量為W總=0.56×3600×24×330=1.60萬噸年4.3塔釜產品冷卻器由上知塔釜產品換熱到160℃，所以再用冷卻水冷卻即可。:109.6℃→35℃t:45℃←25℃:64.6℃10℃,查手冊得72.3℃溫度下的苯和甲苯的比熱皆為1.8619kJ(kg·℃)故依然取K=600wm2.℃，所以41.45×1000(600×29.27)=2.36m2公稱直徑DN為0.159m，管層數Np為1，中心排管數為5，換熱管長度L為3m，換熱面積為2.6m2。水的比熱容41.45×1000（4183×10）=0.99kgs冷卻水用量為W總2=0.99×3600×24×330=2.83萬噸年五、經費估算5.1設備費用計算5.1.1塔體費用塔體真實直徑為塔徑加壁厚即：0.8+0.01*2=0.82m故其塔體截面積為：4×0.822=0.53m2由前面計算可知塔高度所以其塔體體積為=14.256×0.53=7.56立方米按塔體報價5000元（立方米塔），故其塔體費用為：7.56×5000=3.78萬元5.1.2塔板費用塔板總面積=0.5024×26=13.06m23000元(平方米F1型浮閥(重閥)塔板)，故其塔板總費用為：13.06×3000=3.92萬元5.1.3總換熱器費用3個換熱器的總面積為：34.9+6.4+2.6=43.9m2按傳熱面積報價4000元平方米，故其總換熱器費用：43.9×4000=17.56萬元5.1.4總設備費用總設備費用為：3.78+3.92+17.56=25.26萬元5.2固定資產折舊后年花費用折舊后每年設備花出的費用按下列公式估算：1.19×25.26÷15=2.874萬元5.3主要操作年費用計算5.3.1清水用量費用依據前面可知，每年塔頂冷凝器冷卻水用量為W總1=3.76×3600×24×330=10.72萬噸年釜液冷卻一年用水量為：W總2=0.99×3600×24×330=2.83萬噸年按冷卻水報價為16元噸故其冷卻水總費用為：16×（10.72+2.83）×10000=216.8萬元年5.3.2柴油用量費用依據前面可知，每年再沸器柴油用量為W總=0.56×3600×24×330=1.60萬噸年按柴油費報價為160元噸故其柴油總費用為：160×1.6×10000=256萬元年5.3.3料液輸送費按料液輸送報價3元（噸小時），得其年料液輸送費為：1.3068×10000×3=3.9204萬元年5.3.4總操作費用由上可得其總操作費用為：216.8+256+3.9204=476.72萬元年5.4年總成本由以上可得年總成本為：年設備費+年總操作費=25.26÷15+476.72=478.41萬元年5.5年總收益加工純利潤600元噸原料油則年總收益為：600×1.3068×10000=784.08萬元元5.6年純收入年純收入=年總收益-年總成本=784.08-478.41=305.67萬元六．設計結果一覽表序號項目符號單位計算結果精餾段塔頂以下第二塊進料板上第三塊進料板下第三塊1平均溫度tm℃81.67792.2797.922平均壓力Pmkpa98.7105108.53平均流量氣相Vsm3s0.3040.2930.2864液相Lsm3s0.000790.000860.000895實際塔板數Np塊236塔的有效高度Zm8.47塔徑Dm0.88板間距Hm0.359塔板溢流形式單溢流型10空塔氣速ums0.61511溢流裝置溢流管形式弓形12溢流堰長度Lwm0