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1、 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 指导老师：马庆兰 设计成绩： 日期：.6.8-.7.4 设计任务书 目录 工艺步骤简图 第一部分 精馏塔工艺设计 第一节 产品组成及产品量确实定 一、清楚分割法 二、质量分率转换成摩尔分率 三、物料平衡表 第二节 操
2、作温度和压力确实定 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 最小回流比确实定 第四节 最少理论板数确实定 第五节 适宜回流比确实定 一、作N-R/Rmin图 二、作N（R+1）-R/Rmin图 三、选择经验数据 第六节 理论塔板数确实定 第七节 实际塔板数及实际加料板位置确实定 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
3、 浮阀塔板结构参数确实定 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 塔体设计 一、筒体设计 二、封头设计 三、人孔选择 四、裙座设计 第二节 接管设计 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 精馏塔工艺设计 第一节 产
4、品组成及产品量确实定 一、清楚分割法（P492） 重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且和相邻组分相对挥发度全部较大，于是能够认为是清楚分割，假定乙苯在塔顶产品中含量为零。现将已知数和未知数列入下表中： 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 0 给定x1,D，估量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全塔物料衡算得， 由（1）
5、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 78.114 562.2 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 换算关系式： 同理，解得进料、塔顶、塔底各组分摩尔分率 解得， 三、物料平衡表
6、将以上结果列入下表中： 物料平衡表 项目 进料 塔顶 塔底 流率 kmol/h kg/h kmol/h kg/h kmol/h kg/h 苯 31.54 2464 30.48 2381 1.06 83 甲苯 40.11 3696 0.26 24 39.85 3672 乙苯 24.87 2640 0 0 24.87 2640 累计 96.52 8800 30.74 2405 65.78 6395 组成 mol% kg% mol% kg% mol% kg
7、 苯 0.3268 0.28 0.9915 0.99 0.0162 0.0130 甲苯 0.4156 0.42 0.0085 0.01 0.6058 0.5742 乙苯 0.2576 0.30 0 0 0.3780 0.4128 累计 1 1 1 1 1 1 第二节 操作温度和压力确实定 一、回流罐温度 通常应确保塔顶冷凝液和冷却介质之间传热温差： 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
8、式 化工热力学 P199 名称 A B C D 苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯 -7.48645 1.45488 -3.37538 -2.23048 以苯为例， 同理，解得 ∵∴取 三、塔顶压力 塔顶管线及冷凝器阻力能够近似取作0.15atm 则， 四、塔顶温度 露点方程： 试差法求塔顶温度 t 45.0 80.0 85.0 85.2 pa0 0.297
9、4 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 0.8582 0.8582 0.8582 五、塔底压力 六、塔底温度 泡点方程： 试差法求塔底温度 t 90.0 120.0 128.0 128.7 pa0 1.3581 2.9912 3.6092 3.6675 pb0 0.5406 1.3086
10、 1.6143 1.6435 pc0 0.2419 0.6409 0.8074 0.8234 等式左边 0.4409 1.0834 1.3415 1.3662 等式右边 1.3652 1.3652 1.3652 1.3652 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 t 106.95 110.0 112.9 pa0 2.1595 2.3356 2.5131 pb0 0.9088 0.992
11、2 1.0770 pc0 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 等式左边 1.0149 1.0075 1.0001 等式右边 1 1 1 将代入方程式结果列以下表中： 进料组成 苯 甲苯 乙苯 液相 摩尔分率 0.2995 0.4248 0.2757 质量分率 0.2549 0.4263 0.3189 气相 摩尔分率 0
12、5564 0.3382 0.1054 质量分率 0.5062 0.3629 0.1303 （摩尔分率） 第三节 最小回流比确实定（P502） pa0 2.1595 ka 1.7067 α12 2.3760 pb0 0.9088 kb 0.7183 α22 1 pc0 0.4290 kc 0.3391 α32 0.4720 试差法求θ θ 1.213 1.550 1.563 等式左边 -1.5583 -0.0344 -0.0006 等式右边 0.005
13、0.005 0.005 第四节 最少理论板数确实定（P503） （不包含再沸器） 第五节 适宜回流比确实定 （不包含再沸器） 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 0.28 0.20 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
14、 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 61.3 61.3 61.5 61.8 R/Rmin 1.22 1.27 1.33 1.38 1.43 1.49 1.54 1.59 1.65 1.70 1.75 一、作N-R/Rmin图 二、作N（R+1）-R/Rmin图
15、 三、选择经验数据 第六节 理论塔板数确实定（P504） 联立解得， 第七节 实际塔板数及实际加料板位置确实定（P465） 液体粘度由查图确定（P375）， （不包含再沸器） NP和假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果正确。 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 101.33 塔顶 温度 ℃ 85.2 压力 kPa 116.53 流量 kmol/h 30.7404 进料 温度 ℃ 112.
16、9 压力 kPa 126.53 流量 kmol/h 96.5223 塔底 温度 ℃ 128.7 压力 kPa 136.52 流量 kmol/h 65.7820 最小回流比 1.882 实际回流比 2.974 最少理论板数 8.6 不包含再沸器 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（《
17、课程设计》P66 Smith气相负荷因数关联图）， 查图得，液体表面张力 气相负荷因数 最大许可气速 二、提馏段塔径 t 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, 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，
18、 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 Fi xfi Hfi Di xdi Hdi Wi xwi Hwi 1 31.54 0.33 6622 30.48 0.99 44449 1.06 0.02 20590 2 40.11 0.42 13698 0.26 0.01 62068 39.85 0.61 3
19、5082 3 24.87 0.26 -160 0.00 0.00 29762 24.87 0.38 444 ∑ 96.52 1.00 0 30.74 1.00 44598 65.78 1.00 21754 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
20、 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 依据P70，表2-5，选择单溢流塔板。 降液管、堰尺寸确实定： 选择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确实定： 由，P135附录七， 则降液管 受液盘： 由经验得，本塔采取凹形受液盘，盘深50mm 进口堰： 在用凹形受液盘时无须设进口堰 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、堰尺寸确实定、降液管停
21、留时间、降液管宽度及面积、受液盘、进口堰、降液管高度均和提镏段相同。 第二节 浮阀塔板结构参数确实定 浮阀型式选择： 一般采取F-1型浮阀，浮阀开度2.5~8.5mm，选择标准化F-1型浮阀，阀重34g，直径48mm，阀孔直径39mm 浮阀排列： 采取等腰三角形叉排，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： 确保阀孔气速应排列浮阀数 则以塔板总面积为基准塔板开孔率 P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。 提馏段： 确保阀孔气速应排列浮阀数 则以塔板总面积为基准塔板开孔率 P142附录十，
22、查得，选择F1010型浮阀塔板。 塔板部署图，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 经过液层压力降 堰上液面高度 P76，查图得，当初，，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 经过液层压力降 堰上液面高度 P76，查图得，当初，，得
23、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塔径筒体壁厚选Q235钢5mm 二、封头设计 选择标准椭圆
24、形封头，基础尺寸： 公称直径 曲面高度 直边高度 三、人孔选择 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，采取圆筒形裙座 塔径为1m，裙座上需开2个Dg450人孔 塔底有再沸器，裙座座圈高度取4m 基础内环直径 基础外环直径 第二节 接管设计 塔顶蒸气出口管管径dD： P104，表3-5， P109，表3-8，选择公称直径Dg250接管 回流管管径dR： 选择泵输送，取 冷凝液45℃， P106,表3-6，选择 进料管管径dF： 取
25、 P106,表3-6，选择 塔底出料管径dW： 取 P106,表3-6，选择公称直径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，选择公称直径Dg125 再沸器返塔管径dB： 选择公称直径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 核实： 误差小于1% 第二节 再沸器选择 选择FLA40
26、0-25-25-2 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 依据经验取 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.
27、0162 甲苯 mol% 0.6058 乙苯 mol% 0.3780 压力 塔顶 kPa 85.2 进料 kPa 126.53 塔底 kPa 136.52 回流罐 kPa 101.33 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/h 2405 塔底产品 kg/h 6395 进料 kg/h 8800 第一板气相 kg/h 8163 第一板液相 kg/h 6081 最终一板气相 kg/h 12624 最终一板液相 kg
28、/h 19019 冷却水 kg/h 98400 加热蒸汽 kg/h 19500 设备计算结果汇总表 名称 单位 备注 塔径 m 1 板间距 mm 450 堰高 mm 50 堰长 m 0.7 降液管底隙 mm 50 降液管宽度 mm 143 阀孔数 114/132 标准F-1阀 开孔率 % 17.34/20.08 F1010型 受液盘深 mm 50 塔顶板压力降 mm 5.5 塔底板压力降 mm 5.8 塔顶泛点率 % 76.57<80 符合要求 塔
29、底泛点率 % 76.73<80 符合要求 塔顶泄漏量 符合要求 塔底泄漏量 符合要求 塔顶降液管液面高 m 0.154 符合要求 塔底降液管液面高 m 0.156 符合要求 塔顶降液管内液体停留时间 s 14 符合要求 塔底降液管内液体停留时间 s 6 符合要求 塔顶操作弹性 3.34 塔底操作弹性 3.08 塔总高 m 21 第六部分 负荷性能图 精馏段：
30、 提馏段： 第七部分 分析讨论 一、工艺计算过程中关键分析回流比选择，回流比是精馏段操作一个关键参数，其下限是最小回流比，采取较大回流比可降低理论板数和降低塔高，可降低费用。但塔径、再沸器、冷凝器热负荷，泵动力消耗也随之增加，使操作费用增大。从经济角度考虑，需选择适宜回流比。 二、塔板负荷性能图分析。对结构参数已定塔板，为确保其稳定操作，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。操作点必需在操作范围内，并有一定操作弹性。 三、辅助设备选择。换热面积必需有一定裕度，使实际生产有一定可调整性和换热器有一定可靠性，同时流体经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。 附录 参考资料 《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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