强烈推荐】18216吨每年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计_毕业论文

1、（此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！）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 1.8216万吨年苯一甲苯连续精馏装置工艺设计i化工原理课程设计任务书（应化10级各班适用）一、设计说明书题目：1.8216（万吨年）苯-甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、设计任务及条件各班学号未两位任务处理量为：1班（1500 +学号X 100）kg一、前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，是理论系实 际的桥梁。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；掌握各种手册的使用方法及物理性质，能

2、画出工艺流程图、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、 经济合理性。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。二、设计方案的确定2.1处理量确定依 设 计 任 务 书 可 知， 处 理 量 为：1500+8*100=2300Kg=15.74Kpa+0.1Mpa=115.74Kpa取塔顶操作压力 P=1.1Po=1.1*1O1.33Kpa=111.5KpaF=230088.18=26.083.2.4物料衡算原 料 处 理 量kmol=(XD-Yq)(Yq-Xq)=(0.983-0.282)(0.28

3、2-0.130)=4.61取操作回流比为：R=1.35R-=6.22、求精馏塔的气、液相负荷L=RX D=6.22X 7.252=45.107 kmol=0.710.177=4.01精馏塔进料口上第三板负荷性能图o1 8 6 4 2 00 0 0 0)s/3a m f/sv审系列 -系列2 系列3H 系列4十系列5 -系列60.0010.0020.003 0.0040.005Ls/ ( mA3/s)卜一、操作弹性计算依附图中的Ri Vs-Ls图可知，因 故 操作弹性=VmaXVSmin=0.630.154=4.09精馏塔进料口上第三板负荷性能图* 系列1系列2 系列3 T1系列4 系列5系列6

4、0.0010.0020.0030.0040.005Ls/ (mA3/s)1 8 6 4 2 00 0 0 0 )SA3A m /(/s十二、操作弹性计算依附图中的Ri Vs-Ls图可知，因 故 操作弹性=VmaVSmin=0.510.152=4.14十三、塔壁厚计算取每年腐蚀0.3mm因限制用年数为15年，年寿终了的最低 那么壁厚、伽 =(4 0.3 15)mm=8.5mm故按标准，取壁厚 10mm序号项目符号单位计算结果塔顶第二块塔 板(最大)精馏塔进料口 上第三 板精馏塔 进料口 下第二 板1温度tC81.3396.11100.532压力P.kpa98.7105.7108.53平均流量气相

5、Vs3 ms0.4330.4220.4174液相Ls3 ms0.001240.001370.001427塔径Dm0.800.800.80平均气相摩尔质量MKgKmol78.1083.0286.03平均液相摩尔质量MKgKmol79.3486.4888.41气相平均密度PKgm32.622.863.00液相平均密度PKgm3800.75786.42771.48塔截面积0.5020.5020.5028板间距Hm0.400.400.4010空塔气速ums0.8620.8620.86211溢流装置溢流管形式弓形弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.5280.5280.52813溢流堰咼度hwm0.0440.

6、0460.04614板上液层咼度hLm0.060.060.0615堰上液层咼度howm0.01170.01260.012916破沫去宽度Wsm0.060.060.0617边缘区宽度Wcm0.060.060.0618开孔区面积Aam0.2040.2040.20419阀孔直径dm0.0390.0390.03920浮阀数个n个58596021阀孔气速U0ms6.255.995.8222阀孔动能因数Fo10111123开孔率%12.0012.5212.8824孔心距tm0.0750.0750.07525排间距t，m0.04680.04610.045326塔板压降 Ppa510.59501.46491.

7、9327液体在降液管内的停留时间s11.6710.5910.1928底隙高度hom0.02930.03240.033630泛点率，%57.3260.3460.5663.6262.6465.8031液相负荷上限Ls max3 ms0.00290.00290.002932液相负荷下限Ls min3 ms0.000450.000450.0004533气相负荷下限Vs min3 ms0.1770.1540.15234操作弹性4.014.094.14十四、塔附件及总高度的计算14.531塔顶空间为了安装人孔及破沫网，取塔顶14.5.3.2进料板高度安装人孔及气液相进料，取 稍大一点，所以14.3.3塔底

8、空间假定塔底空间依储存液量停留3分钟，那么塔底液高：取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间14.5.3.4封头高度14.5.3.5裙座高度14.5.3.6塔壁厚计算取每年腐蚀0.3mm因限制用年数为15年，年寿终了的最低那么壁厚、min = (4 0.3 15)mm= 8.5mm故按标准，取壁厚10mm14.5.3.7塔总高度H =19.0 1.6 1.82.04.60.2 =29.2m十五、热量衡算15.6.1塔顶全凝器Qc(以1秒钟计算)因为塔顶组成苯的含量很高，现用苯的参数来求对应其温度的焓为:由，查手册得其温度的 CP苯=0.47kcakg =1.974kJ kg*=1.97

9、4 (80.1 -30) =98.90kJ kgI塔L底工46.5kcal kg =199.5kJ kg , I 塔顶=132.5kca kg =556.5kJ kg所以 QC1 =(R 1)D(lV塔顶-I 塔底)=7.22 0.8 (556.5 -199.5) = 2062.03kJ s Qc2 =(R +1)D(I 塔底一ID) =7.22x0.8 (199.5-98.90) 581.06kJ/s故总负荷 QC 二QC1 QC2 =2643.09kJ.s15.6.2全凝器的传热面积A依以上可知35.15故二仝一 忙 一35.1一5一 15.45CIn C=t2 )ln( 35.1 5)2

10、因属于液一汽传热，故可取 K=1000wm C-171.07mAQc264309 000所以其传热面积AK ：tm1000 15.4515.6.3全凝器清水的用量依，查手册时水的比热，t=72.44故把数据代入求得m=8.74故一年的用水量 m总=8.74 3600 24 330 =24.919万吨年 15.6.4塔底再沸器Q （以1秒钟来算）全塔的热量衡算式QB FI F二QC DI D WIW；,且由进料温度为99.8T，由手册查得其对应温度苯的汽化热为，甲苯汽化热为。所以 Iv -Id =0.282 379.5 0.718 367.8 = 371.09kJ kg查苯和甲苯的焓图得其进料温

11、度下的焓值为，所以 IV =0.282 674.4 0.718 647.6 = 655.15kJ kg将数据代入得从前面可知和的值，并分别把它们的值代人全塔热量衡算式得:1565再沸器的传热面积AT 柴油:290 C160 CTW110.1 C:179.9 CJ 110.1 C49.9C179.9 - 49.9 故 :t m101.37 CIn (179.9/49.9)因属于液一汽传热，故可取 K=1000wm. C所以=15.6.6再沸器的柴油的用量查手册得比密度为0.86，温度为160C的柴油焓值:温度为 290 C 的焓值：H =176.0 kcal kg 二 739.2kJ kgQb1

12、756.32kg s所以 m4.89 kg sAH 739.2 380.1故一年柴油的用量 m总=4.89 3600 24 330 =13.94万吨.年15.6.7.原料预热器先用塔底产品预热，再用柴油预热。3.6.7.1求原料预热所需的热量(以1秒钟来算)取原料罐的物料为常温25C则：25C 99.8 C查手册得该温度下的苯和甲苯的比热皆为故=0.639 X 1.964 X 60=75.291567.2塔底产品能给的热量及其换热面积取产品冷到60C，原料先预热到50C所以：110.1C 60 C:50.00 C 25 C:60.1 C35 C查手册得下的苯和甲苯的比热皆为所以塔底产品能给的热

13、量：QF1 = mCp.it =0.639 1.968 46.42 = 58.37kJ s因属于液一液传热，故依经验值可取K=600wm. C5837 1000 ,1.25m2600 46.4215.6.7.3柴油预热器（以1秒钟来算）由上得每秒还要柴油给原料供热为QF2 =Qf - QF1 = 16.92kJs:290 C 160 C:99.8C J 25 C:190.2C105 C190.2-105In (190.2 105)= 143.406 ,16.92 1000600 143.406=0.1966m2每秒柴油的用量m=9皂16.920.0471kg s739.2380.1故一年柴油的

14、用量 m总=0.0471 3600 24 330 = 0.1343万吨.年15.6.8塔釜产品冷却器（以1秒钟来算）由上知塔釜产品换热到75C,所以再用冷却水冷却即可。75 C35 C:30 C10 CJ查手册得温度下的苯和甲苯的比热皆为故 Qw = mCp ：t = 0.639 1.764 （75 - 35） =45.087kJ s依然取 K=600wmi. C,所以 A 二虫=45.087 1000 = 4.127m2 也垢 600X8.205同理得其冷却水用量为m = 0.540kg, s,m总=0.540 3600 24 330 = 1.5396万吨 年15.7经济估算15.7.1设备

15、费用计算（R=6.22）15.7.1.1塔体费用塔体真实直径为塔径加壁厚即：0.8+20.01=0.82m故其塔体截面积为：塔总高度 H =19.01.6 1.8 2.0 4.60.2 = 29.2m所以其塔体体积为：V二塔总高 塔截面积=29.2 0.5278 = 15.41m3按塔体报价5000元（立方米塔），故其塔体费用为：15.417.71万元15.7.1.2塔板费用塔板总面积 A = At 塔板数=0.502 16 = 8.032m2按塔板报价3000元（平方米塔板F1型浮阀（重阀），故其塔板总费用为：8.03215.7.1.3总换热器费用5 个换热器的总面积为：171.07 17.

16、32 1.25 0.1966 4.127 = 193.96m2,按传热面积报价4000元平方米,故其总换热器费用：5.7.1.4总设备费用总设备费用为：7.71+2.4096+77.584=87.7036 万元15.7.2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:总费用87 7036古一1.191.196.957万兀年寿1515.7.3主要操作年费用计算15.7.3.1清水用量费用依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量釜液冷却一年用水量按冷却水报价为16元（吨小时）故其冷却水总费用为：（24.919 1.5396） 104 1 6 = 423.3376万元.年15.7.3.2柴

17、油用量费用依据前面可知，每年再沸器柴油用量原料预热年用柴油量按柴油费报价为160元（吨小时）故其柴油总费用为：（13.94 0.1343）104 1 60 = 2251.88万元.年15.7.3.3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：1.8216 104 3 = 5.4648万元年 15.7.3.4总操作费用 由 上 可 得 其 总 操 作 费 用 为423.3376 2251.88 5.4648 = 2680.6824万元年15.7.4年总成本由以上可得年总成本为：87.70362680.6824 =2686.529 万元.年15十六、个人总结及对本设计的评述通过查资

18、料与多次的修改，这次化工原理课程设计，工程量还是很大, 也花了差不多两周的时间，但还是做成功了。经过这次的课程设计，让我 更加深入了解到塔的种类及它们的优缺点，特别是浮阀塔和筛板塔的各自 优点，以及怎样做出一个塔，而且从这次课程设计实践中，我更深入理解 了精馏塔个个阶段的不同因素，让我对精馏塔的原理这一章深入的了解， 知道了最小回流比和它们对理论塔板数的影响等等。更重要是让我进一步 感受到一些道理，万事开始难，很多事情开端给人感觉很复杂，但当你开 始做后，思路就慢慢清晰啦，也知道了实践才是解决问题的根源。此次设计的心得有以下几点：对于设计而言 数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源； 对各公式的单位必须清楚，否则必