13068吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计_课程设计

广东石油化工学院化工原理课程设计设计说明书设计题目13068万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计2化工原理课程设计任务书应化10级各班适用一、任务名称13068万吨/年苯甲苯连续常压精馏装置工艺设计说明书二、任务给定条件1处理量为2班1500学号150KG/H；每年生产时间按7920小时计2原料组成；2班含苯035质量分率3产品组成塔顶产品，含苯098质量分率，下同；塔底产品，含苯001；4进料热状况参数条件2班为0255塔顶采用30的冷回流，冷却水温度25，回用循环水温度45；塔底重沸器加热介质为比密度086的柴油，进口温度290，出口温度160。三、说明书目录主要内容规定1说明书标准封面；2目录页，任务书页3说明书主要内容规定1装置流程概述，2装置物料平衡，3精馏塔操作条件确定，4适宜回流比/最小回流比为135时理论塔板数及进料位置，5精馏塔实际主要工艺尺寸，6精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数7精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图A3图，38装置热衡算9装置经济效益和工艺设计评价四、经济指标其它用于经济评价参数加工纯利润600元/吨原料油，操作费用计量料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体柴油160元/吨；固定资产计量传热面积4000元/平方米,泵1200元/立方米/小时；5000元/立方米塔体；3000元/平方米F1型浮阀重阀塔板。装置使用年限15年。目录1、前言62、设计方案的确定621处理量确定622概述623设计方案6231塔设备的工业要求6232工艺流程如下74233流程的说明73、精馏塔设计731工艺条件的确定7311苯与甲苯的基础数据7312温度的条件8313操作压力选定932精馏塔物料恒算9321摩尔分数9322原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量9323质量物料恒算与负荷计算及其结果表933塔板数计算9331理论塔板数9332做XY曲线9333求RMIN10334操作线方程11335用图解法算理论板数11336求平均塔效率ET11337求实际塔板数1134塔的精馏段操作工艺条件及计算12341平均压强12MP342进料温度的计算12343平均摩尔质量的计算13344平均密度计算14345液体平均表面张力计算15346液体平均粘度计算1635精馏塔的塔体工艺尺寸计算17351负荷计算R1393173511精馏塔的汽、液相负荷173512VS和LS计算17352塔径的计算18353精馏塔有效高度的计算19354塔顶、塔底空间203541塔顶空间20DH3542塔底空间20B3543封头高度2013544裙座高度202355塔壁厚计算、塔总高度2036F1型浮阀塔板设计（以塔顶第二块为例）20361溢流装置22362塔板布置及浮阀数目与排列23363塔板流体力学验算233631气相通过浮阀塔板的压强降233632液泛243633雾沫夹带245364塔板的负荷性能图243641雾沫夹带线243642液泛线253643液体负荷上限线253644漏夜线263645液相负荷下限线26365操作弹性计算264、装置热衡算确定热换器（以一秒计算为例）2741塔顶冷凝器2742塔底再沸器2743塔釜产品冷却器285、经费估算2951设备费用计算29511塔体费用29512塔板费用29513总换热器费用29514总设备费用2952固定资产折旧后年花费用2953主要操作年费用计算30531清水用量费用30532柴油用量费用30533料液输送费30534总操作费用3054年总成本3055年总收益3056年纯收入306、设计结果一览表317、个人总结及对本设计的评述328、附图33一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。6二、设计方案的确定21处理量确定依设计任务书可知，处理量为150011501650KG/H,1650792013068万吨/年22概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39MM，重阀质量为33G，轻阀为25G。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。23设计方案231塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下一生产能力大即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二效率高气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三流体阻力小流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四有一定的操作弹性当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五结构简单，造价低，安装检修方便。六能满足某些工艺的特性腐蚀性，热敏性，起泡性等232工艺流程如下苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）塔釜再沸器冷却器产品进入储罐）7233流程的说明本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到1035度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。三、精馏塔设计31工艺条件的确定311苯与甲苯的基础数据表31相平衡数据温度/8018590951001051106POA/KPA10133116913551557179220422400POB/KPA4046546337438610133254251246241237X100078005810412025801300Y100089707730633046102690表32苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/PA苯C6H67811801288568334甲苯C6H5CH3921311063185741077表33ANTOINE常数值组分ABC苯602312063522024甲苯607813439421958表34苯与甲苯的液相密度温度/80901001101203,MKGL苯8108002792578037689/,甲苯81580397903780377098表35液体的表面张力温度/8090100110120）（苯MN21272006188517661649）（甲苯/21692059199418411731表36液体的黏度温度/8090100110120）苯（SMPLA,03080279025502330215）甲苯（,03110286026402540228表37液体的汽化热温度/8090100110120苯/KJ/KG38413869379337153632甲苯/KJ/KG37993738367636123546312温度的条件假定常压，作出苯甲苯混合液的TXY图，如后附图所示。依任务书，苯和甲苯的相对摩尔质量分别为7811KG/KMOL和9214KG/KMOL，原料含苯035，塔顶苯含量不低于098，塔底苯含量不大于001，则可算出原料液含苯的摩尔分率3801492/650178/350FX塔顶含苯的摩尔分率9D塔底含苯的摩尔分率/WX查TXY图可得，TD805,TW1096,TF958全塔平均温度TM（8051096）1/29393313操作压力选定最低操作压力取回流罐物料的温度为30，由它们的安托因方程计算得521934086LOG820136LOG0TPTPBA甲苯苯POA1593KPA，POB493KPA由泡点方程XDPMINPOB/POAPOB0992,可得PMIN1574KPA取塔顶操作压力P157401100011574KPA32精馏塔物料恒算9321摩尔分数由以上可知，摩尔分数为XF0388，XD0983，XW00118322原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量原料液的平均摩尔质量MF7811038810388921486696KG/KMOL塔顶液的平均摩尔质量MD7811098310983921478349KG/KMOL塔底液的平均摩尔质量MW781100118100118921491974KG/KMOL323质量物料恒算与负荷计算及其结果表全塔物料衡算进料液F1650（KG/H）/86696（KG/KMOL）19032KMOL/H总物料恒算FDW即DW19032苯物料恒算FWDXWX即D0983W00118190320388联立解得W11660KMOL/HD7372KMOL/H33塔板数计算331理论塔板数332做XY曲线由文献1中苯与甲苯的汽液平衡组成可以找出算出。如5521M苯（X）甲苯（Y）的相平衡数据温度/8018590951001051106POA/KPA10133116913551557179220422400POB/KPA4046546337438610133X100078005810412025801300Y100089707730633046102690本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对XY平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得XY曲线10333求RMIN从而算得苯甲苯物系在某些温度T下的A值（附X值）从而推出462M所以平衡线方程XXY46121因为Q025所以Q线斜率且过点3K,F因此得Q线方程570XY计算得Q线方程与平衡线方程交点（024,043）,QYX91240398MINQDXYR又因为51IN故R291135393334操作线方程精馏段操作线方程为19380311NDNNXRXY907T859095100105254251246241237图1苯甲苯混合液的YX图11提馏段操作线方程为0382101834641NNNWNNXYXVWL335用图解法算理论板数用图解法得出理论塔板数作图如后面附图所示15（包括再沸器）,进料板为第8层TN其中7，7不包括再沸器精T提336求平均塔效率ET前面已计算可知平均塔温为TM（8051096）1/29393。由经验式324509T式中，塔顶及塔底平均温度下的液体的平均粘度；塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度在苯的粘度厘泊。甲苯的粘度厘泊。9373280加料液体的平均粘度（10273厘泊MAXAXB。540462730490TE337求实际塔板数精馏段实际板层数13580/7N精提馏段实际板层数精全塔实际塔板数N2634塔的精馏段操作工艺条件及计算341平均压强MP塔顶操作压力计算PD98KPA每层塔板压降P07KPA第二塔板P19807987KPA精馏塔进料口上第三板105798212精馏塔进料口下第二板51087983P342进料温度的计算对应的温度为塔底温度，为。018WX6109WT对应的温度为塔顶温度，为。93D58D精馏段平均温度CTM295801提馏段平均温度710262平均塔温为TM（8051096）1/29393。第二塔板的温度,5801CTNTTDF713589精由TXY图得0,1XY精馏塔进料口上第三板的温度279138952TTF71,52YX精馏塔进料口下第二板的温度CNTTDF0630精92762893TF540,203YX综上可知操作温度操作压力组成X组成Y塔顶第二板80598709590983进料口上第三板922710505010721进料口下第二板9792108503250540343平均摩尔质量的计算塔顶XDY10983，X10959KG/MOL3497819283078930,MVM6555,LD进料板由0388,查TXY图知0605FXFY13KG/MOL65831492605178605,MVFM33,L塔釜，0285WY018WXKG/MOL74091257,MVWM,L精馏段平均摩尔质量KG/OL9082/65349781,MVM,LM提馏段平均摩尔质量KG/OL695782/53740912,MV369,L第二塔板摩尔质量计算由09320971，查平衡曲线（图1），得X1Y111VMMYABKMOLG/607813920578501L2X2M9同理可得8202KG/KMOL8511KG/KMOLVM2LM8456KG/KMOL8757KG/KMOL3VM3LM综上可知VMLMM塔顶第二板7860079638进料口上第三板82028511进料口下第二板84568757344平均密度计算1气相平均密度计算VM14理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度311/642157383490MKGRTMPMVLV提留段气相密度322/020KMVV2液相平均密度计算LM由式求相应的液相密度。1ABILL对于塔顶时,用内插法求得下列数据580DT9830142/17/9AA3LM80KG3LBMKG73DM9801491/对于进料板用内插法求得下列数据CTF853501492601730A3LM95KG3LBMKG8673FM0950671/对于塔底用内插法求得下列数据096WTC01492/8017/8AA3LKG3LBMKG73WM1806714/15精馏段平均密度31598022793802MKGLFMDLM提馏段平均密度321LFWL第二塔板气相密度计算31/61278152348609MKGRTMPMV同理可得32/8KGV3/2KGV第二塔板液相密度计算由81677查手册得,813243/KG82T3/681AB第二板液相的质量分数为74092078910A31/81436MKGL同理可得2/579MKG33/79L综上可知VMLM塔顶第二板26181188进料口上第三板28379957进料口下第二板29779347345液体平均表面张力计算液体表面张力MLMIX对于塔顶由查手册得580DT12NLA1792MNLB128393DM对于进料板由查手册得CTF51NLA1420MNLB161024380159380MNLFM对于塔底由查手册得6WTC17NLA195LB1948008MNM精馏段平均表面张力16202LM提馏段平均表面张力127948346液体平均粘度计算塔顶液相平均的黏度的计算由查表得580DTSMPA39SMPB31031098LGLGLGDSAM0进料板液相平均黏度的计算由查表得CTF895SPA260SMPB2760同理可得ALFM3塔底液相平均的黏度的计算由查表得1096WTSPA237SMPB2490同理可得ALWM4精馏段液相平均粘度S12731提馏段液相平均粘度MPLM6049021735精馏塔的塔体工艺尺寸计算351负荷计算R13933511精馏塔的汽、液相负荷精馏段液相流量LRD393737228972KMOL/H气相流量VR1D3931737236344KMOL/H提镏段液相流量LLQF28972190320253373KMOL/H气相流量VVQ1F36344190320752207KMOL/H3512VS和LS计算精馏段的气、液相体积流率为/SM3096423083601,MVSM/859731,LS提馏段的气、液相体积流率为/SM32072360843602,MVSM/992,LS第二板液相的VS和LS计算为SVMS/304613078461SMLM/079813607231同理可得SS/29ML8632833SS/93综上可知VSLS塔顶第二板0304000079进料口上第三板0293000086进料口下第二板028600008918352塔径的计算由（由式）MAXLVUC02L2C由课程手册108页图51查图的横坐标为20046863259803602/12/1MVLHLVF取板间距HT035M，板上液层高度HL006M，则HTHL0350006029M查史密斯关联图得C20006406421064210。LMSMUVML/132/598/11AX取安全系数为07，则空塔气速为SMU/7070AXVSD12143919按标准塔径圆整后为D08M2、提馏段塔径计算，由（由式）MAXLVUC02L2C由课程手册108页图51查图的横坐标为200487523803692/12/1MVLHLVF取板间距HT035M，板上液层高度HL006M，则HTHL035006029M查史密斯关联图得C200064064247190620。LMSMUVML/081752/38/2AX取安全系数为07，则空塔气速为SMU/75608170MAXVSD34322按标准塔径圆整后为D08M根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为D08M塔塔截面积为AT/4D205024M2精馏段实际空塔气速为SMAVSUT/61504/390/1提馏段实际空塔气速为2353精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度Z精（N精1）HT（131）03542M提馏段有效高度Z提（N提1）HT（131）03542M20另外，在塔顶开一个人孔，其塔板距为08M故精馏塔的有效高度为ZZ精Z提42420892M354塔顶、塔底空间3541塔顶空间DH取塔顶MTD7035203542塔底空间B假定塔底空间依储存液量停留5分钟，那么塔底液高ALVHTS49602865取塔底液面距最下面一层板留116米，故塔底空间HB04961161656M3543封头高度1HMDH208413544裙座高度5355塔壁厚计算、塔总高度取每年腐蚀03MM，因限制用年数为15年，年寿终了的最低M4那么壁厚815304MIN故按标准，取壁厚10MM塔总高度H8615206736F1型浮阀塔板设计（以塔顶第二块为例）361溢流装置选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下A堰长取堰长WLMDLW528060B出口堰高HOWLH，2328410OWWEL近似取E1，O08752803679121则0060008700513M1OWLH同理可得00508MMOW09222WH00506M433综上可知HW21塔顶第二块00513进料口上第三板00508进料口下第二板00506C弓形降液管宽度和面积DWFA由,查弓形降液管的宽度和面积图可得，60DLW1240,70DWADTF故2036524072MATFD9814验算液体在降液管中的停留时间SLHHTF8136073601，故降液管设计合理。S5同理可得142243综上可知塔顶第二块1608进料口上第三板1477进料口下第二板1428D降液管底隙高度0H0036ULLHWSH液体通过降液管底隙的流速一般为007025M/S，取液体通过降液管底隙的流速，则有M/S1OUH0153528079MW063981故降液管底隙高度设计合理同理可得02H03综上可知HO塔顶第二块00115进料口上第三板00125进料口下第二板0013022362塔板布置及浮阀数目与排列A塔板的布置本设计塔径为D08M，因，故塔板采用分块式,分为三块。80MD取边缘区域宽度WSC6,4开孔区面积22ARCSIN1AXXRRDXSD408092MRC3640数据代入上式得03187MAA2B浮阀数目与排列选用F1型重阀，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，阀孔直径39MM，0D取同一排的孔心距T75MM取阀孔动能因子10，孔速0FSMFUV/1962/10/01每一层塔板上的浮阀数N4396342021UDVNS同理得SM/95180303则排间距取T65MM按T75MM，T65MM，以等腰三角形叉排方式作图核算得SMNVSU/216403914/094/220161VF阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率U/U0615/6219900同理得SMU/985020612F塔板开孔率U/U0615/59810280/40373塔板开孔率U/U0641/58410980综上可知N0U开孔率塔顶第二块41621990进料口上第三板415981028进料口下第二板41584109823363塔板流体力学验算3631气相通过浮阀塔板的压强降PCIHHA干板阻力因为,故SMUVC/20961/73/173825182500UC液柱MGUHLC3481914420B板上充气液层阻力由液相为碳氢化合物，可取充气系数50M液柱036501LHC液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不计。H因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为003400300064M液柱P则单板压降700PAPAGPLP73509810641故设计合理。同理得A052PAP253综上可知P塔顶第二块50973进料口上第三板50200进料口下第二板505213632液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，DHTWH其中DHPHLDA依前面可知，0064M液柱B液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故液柱，MLOWSD025915280791530/153022同理得HD6HDC板上液层高度，前已选定006ML则00640060002590127M1DH同理得01266M01276M2D3DH取04又已选定035M，00513M，T1WH则04（03500513）0161MTWH24可见,符合防止液泛的要求DHTWH综上可知DDHTWH塔顶第二块001270161进料口上第三板0012660160进料口下第二板00127601603633雾沫夹带A泛点率1036BFLSVLSAKCZ板上液体流经长度D20820099206016MLDW板上液体面积2050220036304294MBTF2苯和甲苯按正常系统取物性系数K10，由泛点负荷系数图查得0112FC泛点率2437104901/607931628304B泛点率10780TFVLSAKC泛点率3795021786234依俩式算出泛点率均在70以下，故知雾沫夹带量能满足01KG液/KG气的要求VE同理可得进料口上第三板A泛点率3744B泛点率3947进料口下第二板A泛点率3745B泛点率3943364塔板的负荷性能图3641雾沫夹带线依据泛点率1036BFLSVLSAKCZ按泛点率70，代人数据化简整理得144070593,作出雾沫夹带线1如附图中图所示。SVSSVL同理可得雾沫夹带线进料口上第三板137280570SS25进料口下第二板132930557SVSL3642液泛线依前可知PCIHHDHPHLDTHWH由此式确定液泛线，忽略项。TWLDCI即3/202026018421533450WSWWSLVWTLLEHHLGUH因,、均为定值，把有关数H0WLL/20NDVUS，且据代人整理得液泛线3242783541SLSS任意取3点坐标如下（0001，03856）,0003,02472,0005,00284,在VSLS图中作出液泛线（2），同理可得液泛线进料口上第三板3/222046987390SLVSS进料口下第二板/755S对进料口上第三板任意取五点坐标如下（0001，059098）,0003,048596,0005,025019对进料口下第二板任意取五点坐标如下（0001，05726）,0003,04762,0005,027193643液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35S，液体在降液管内停留时间35S则360FTHAHLSMFS/025/3065/3MAX液相负荷上限线（3）在VSLS图中为与气相流量无关的垂线。同理可得液相负荷上限线进料口上第三板SLS/0253MAX进料口下第二板S263644漏夜线对于F1型重阀，依据计算，则05VFUVU/50又知2MIN4/NDVS则SMV/1264139145320I作气相负荷下限线，与液体流量无关的水平漏液线（4）同理可得漏液线进料口上第三板SVS/14503MIN进料口下第二板2I3645液相负荷下限线取堰上液层上高度0006M作为液相负荷下限条件，即OWH0006M238410OWLHEL从而计算出下限值，取E1则，SMLWS/045362818420630184263/2/MIN依此作出液相负荷下限线5，该线为气相流出无关的竖直线。同理可得液相负荷下限线进料口上第三板SLS/0453MIN进料口下第二板I365操作弹性计算依附图中的VSLS图可知，由，得SLS/0123MAXSMVS/3950AX因故操作弹性173IN87395同理可得MAXSL操作弹性进料口上第三板00015954310227进料口下第二板0001687231450四、装置热衡算确定热换器（以一秒计算为例）41塔顶冷凝器塔顶采用30的冷回流求平均温度MT依以上可知T塔顶（805）TD30T245T1253555CC故TTM5613LN5LN12由TD806，查液体汽化潜热热共线图得3927/KJG苯气体摩尔体积8314（80627315）/9830027315DMRTTVMOLPM3/KMOL蒸汽体积流量3634430109032M3/H，3490/HMH塔顶蒸汽冷凝量109032263/3600080KG/S,87/36VQKGS顶冷凝器热负荷080392731416KW，159QW苯取传热系数20/K传热面积314161000/（6001556）3365M2，4MAT根据上面计算塔顶冷凝器可选择JB/T471592型固定管壳式换热器。19参数为公称直径DN为0325M，管层数NP为1，中心排管数为11，换热管长度L为6M，换热面积为349M2。水的比热容1483PCKJGK冷凝水的质量流量314161000/（418320）376KG/S2136PQWKGST冷却水用量为W总13763600243301072万吨/年2842塔底再沸器T柴油290160TW109610961804504T故CTM94105418LN0由1096，查液体汽化潜热热共线图得3714KJ/KG365/KJG甲苯气体摩尔体积2755M3/KMOL273154/WMRTTVOLP气体流量2207275560803M3/H，H塔底液体汽化量60803348/3600059KG/S,40/36HVQKGS釜再沸器热负荷059371421913KW，159QW甲苯取传热系数20/KM传热面积219131000/60010194358M2，576AT根据上面计算塔底再沸器可选择一台JB/T471492型浮头式换热器，参数为公称直径DN为0325M，管层数NP为4，中心排管数为4，换热管长度L为3M，换热面积为64M2。柴油的比热容176PCKJGK加热蒸汽的质量流量Q/CP219131000/217761803056KG/S1239/PQWKGST柴油用量为W总056360024330160万吨/年43塔釜产品冷却器由上知塔釜产品换热到160，所以再用冷却水冷却即可。109635WTT45256461029,CTWM37256109CTM2791064LN查手册得723温度下的苯和甲苯的比热皆为18619KJ/KG64/PKJG故451310938,）（甲苯TWMTQPMPW依然取K600W/M2，所以41451000/6002927236M2325095612WMQAKT根据上面计算冷却器可选择一台JB/T471592型固定管壳式换热器，19参数为公称直径DN为0159M，管层数NP为1，中心排管数为5，换热管长度L为3M，换热面积为26M2。水的比热容1483PCKJG129/PQWST41451000/（418310）099KG/S冷却水用量为W总2099360024330283万吨/年五、经费估算51设备费用计算511塔体费用塔体真实直径为塔径加壁厚即080012082M故其塔体截面积为/4082053M2由前面计算可知塔高度MH25614065179所以其塔体体积方米3V塔总高塔截面积按塔体报价5000元/（立方米塔），故其塔体费用为7565000378万元512塔板费用塔板总面积05024261306M213598TA塔板数3000元/平方米F1型浮阀重阀塔板，故其塔板总费用元513总换热器费用3个换热器的总面积为3496426439M2按传热面积报价4000元/平方米，故其总换热器费用43940001756万元514总设备费用30总设备费用为37839217562526万元52固定资产折旧后年花费用折旧后每年设备花出的费用按下列公式估算1192526152874万元812591964总费用万元年寿53主要操作年费用计算531清水用量费用依据前面可知，每年塔顶冷凝器冷却水用量为W总13763600243301072万吨/年釜液冷却一年用水量为W总2099360024330283万吨/年按冷却水报价为16元/吨故其冷却水总费用为16（1072283）100002168万元/年532柴油用量费用依据前面可知，每年再沸器柴油用量为W总056360024330160万吨/年按柴油费报价为160元/吨故其柴油总费用为1601610000256万元/年533料液输送费按料液输送报价3元/（吨/小时），得其年料液输送费为1306810000339204万元/年534总操作费用由上可得其总操作费用为21682563920447672万元/年54年总成本由以上可得年总成本为年设备费年总操作费2526154767247841万元/年55年总收益加工纯利润600元/吨原料油则年总收益为600130681000078408万元/元56年纯收入年纯收入年总收益年总成本784084784130567万元31六设计结果一览表计算结果精馏段序号项目符号单位塔顶以下第二块进料板上第三块进料板下第三块1平均温度TM81677922797922平均压力PMKPA98710510853气相VSM3/S0304029302864平均流量液相LSM3/S0000790000860000895实际塔板数NP块236塔的有效高度ZM847塔径DM088板间距HM0359塔板溢流形式单溢流型10空塔气速UM/S061511溢流管形式弓形12溢流堰长度LWM052813溢流堰高度HWM00513005080050614板上液层高度HLM00615溢流装置堰上液层高度HOWM00087000920009416安定区宽度WSM00617开孔区到塔壁距离WCM00418鼓泡面积AAM20318719阀孔直径DM003920浮阀数个N个4121阀孔气速U0M/S62159858422阀孔动能因数F010031006101023开孔率9901028109824孔心距TM007525排间距TM006526塔板压降PPA50973502005052127液体在降液管内的停留时间S16081477142828底隙高度HOM0011500125001303230泛点率，37243937374439473745394331液相负荷上限LSMAXM3/S00025000250002532液相负荷下限LSMINM3/S00004500004500004533气相负荷下限VSMINM3/S01520145014234操作弹性228354372七、个人总结及对本设计的评述化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节。本次化工原理课程设计13068万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计历时两周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。虽然有课程设计书作为参考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，慢慢地找到了符合自己的实验数据，并逐渐建立了自己的模版和计算过程。再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。还有就是我们在计算液泛线的那部分，由于公式比较复杂数据比较多，出现了代入的时候出错或者把公式弄混的情况，在计算塔顶第二块塔板的液泛线的时候用了将近三个小时现在还清楚的记得我试差计算正确后那激动的心情，因为我尝到了自己在付出很多后那种成功的喜悦，坚持就是胜利啊同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。33当然，由于本人经验不足，水平有限，其中难免有不妥之处，恳请老师批评指正。在此，特别感谢老师的指导以及我的室友，与他们的交流使得我的设计工作得以圆满完成。在此我向他们表示衷心的感谢八、附图参考书目1化工原理课程设计指导；2夏清、贾绍义编化工原理上、下第二版；3化工工艺设计图表；4炼油工艺设计手册浮阀塔分册。5贾绍义、柴诚敬编化工单元操作课程设计6化学工业物性数据手册，有机卷7陈均志，李雷化工原理实验及课程设计化学工业出版社，200834VSLS图35内部资料仅供参考内部资料仅供参考图23地块位置图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