甲苯化工原理课程设计说明书正式版

第一章课程设计任务 第二章文献及参考资 第三章工艺计 简捷法确定最优 第四章塔板设 最大气速wmax的确 筒 第六章计算结果汇总 第七章AspenPlus辅助设 泄 第八章结果分析与讨 AspenPlus辅助计 总 致 第二章文献及参考资李阳初、刘雪暖.石油化学工程原理.第一版.：中国刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计.第一版.东营.大学陈光进等.化工热力学.第一版.：石油工业化工学院炼油教研组.石油炼制数据图表集石油设计院.石油化工工艺计算图表.第一版.烃加工兰州石油机械.现代塔器技术.第二版.中国AspenPlusv7.2NRTL流程简3.1.1进料条件及产品FDW—————物料衡进 F

x 0.35/ 0.35/78.110.65/

塔 塔 衡

DFxFDxD

84.860

W 塔

0.97x78.110.03x92.14

塔

0.05x78.110.95x92.14

FDWF—进料摩尔流率kmol/h D—塔顶产品摩尔流率kmol/h W—塔底产品摩尔流率kmol/h F1—塔顶产品摩尔流率kg/h D1—塔顶产品摩尔流率 W1—塔顶产品摩尔流率kg/h e—气化率操作条件确 回流罐温

1212

6.897406.95334

tt1计算t=45℃ 12𝑃0=9.882𝑃1=𝑃0x1+𝑃0（1− 所 𝑃罐=1atm=𝑃顶=

y1y2 全凝 1假设 122顶𝑃1顶1假设 122顶𝑃1顶1假设 122顶𝑃1顶

𝛼

P=1P02 𝑃底= PP0xP0(11 1假设 122底𝑃1=132.40Kpa底

𝛼

P=1P02

————𝑃0—纯苯的饱和蒸汽压 𝑃—塔底压力 𝑃0—纯甲苯的饱和蒸汽压 𝑃1—塔底计算压力 𝑃罐—回流罐压力 𝛼顶—塔顶相对挥发罐𝑃1—回流罐计算压力 𝛼底—塔底相对挥发罐𝑃顶—塔顶压力 t1—冷却剂温度顶𝑃1—塔顶计算压力 t—回流罐温度顶适宜回流比的选q线方

qxq-

q- 0.06x0.06-

0.06-=-相平衡方 1

最小回流

xD-yeye-0.970.399

Nminlgx1/x2Dx3/x4W1lgalg0.97/0.030.95/0.051lg2.42

=XR-RminR

3.413.41Y0.75(1-YN-N N=16.43RNXYNN 1.11.21.31.41.51.61.71.8 2.12.22.32.4 1.11.21.31.41.51.61.71.8 2.12.22.32.4精馏段操作线方 y=

x

R q线方 y=-由xD=0.97开始做梯级，直到x<xW。精馏段操作线方 y RDqFx-RDqF-W

RDqF y=1.7941x-

y 1由相平衡方程可得x1，由精馏段操作线方程得y2，交替使用相平衡方程和操作线方程，直到xn-1>x0>xn时，进料板第n-1块板，之后换用提镏段操作线方程，进入提镏段第一块板的液相组成为xn-1，直到x<0.05时计算结束。计算结果列表。xy12345678 N=24x（8/13）=15块进料压 P进根据闪蒸计 M=

i1(Ki-1)eI进KiP0/I进2假设t=109 22𝑃0=96.71Kpa 2

𝛼

=1P0P2由塔顶、塔底、进料温度查粘度塔 𝛼顶进 𝛼进塔 𝛼顶精馏 提馏 𝛼2=√2.30∗ET=049（α𝜇𝐿）-精馏段板效 提馏段板效 精馏段板 提馏段板 总板 NT进料 第16块———88精馏 ———5提镏 ——993.5..8R—回流 q—进料热状 e—气相分N—理论板 ET—板效 μ—粘度NT—实际板 α—相对挥发热量衡x=0.9700第二块板压 y1y2 1假设 122P 苯液1液1气2液液气液气混合焓值的计算（以回流液为例H混合=Hx+H甲苯（1- =50765.8

HD L1(HV1HL1HDV1H

DL315.68x(87563.0-D

QC(RC1)D(HV1-HLD

=4.23x84.86x（87563.0- Q H V1=(R+1)D+(q-

QB进FHFQBQ出DHLDWHLWeHVF(1HF进Q=230.707x70204.67+6.36x106=2.25x107kJ/hQ出进=QQQ

QQ

2.25x107

5.00x105损Q= 出损

3.6.23.6.6HLD—回流焓值kJ/kmol QB—再沸器热负荷kJ/hHL1—第一层板液相焓值kJ/kmolQC—再沸器热负荷kJ/hHv1—第一层板气相焓值kJ/kmolQ进—全塔进热负荷kJ/hHL2—第二层板液相焓值kJ/kmolQ出—全塔进热负荷kJ/hHLF—进料液相焓值kJ/kmolQ损—全塔进热损失kJ/hHVF—进料气相焓值kJ/kmolV1—提镏段气相负荷kmol/hHLW—塔釜液相焓值kJ/kmolLD—冷回流量kmol/hHVW—塔釜气相焓值kJ/kmolRC塔径设 最后一块塔板压 PP0xP0(11 1假设 122𝑃1=130.85Kpa1假设 122𝑃1=131.9Kpa 由温度压力查得密度和表面张力数据[1][10]4.1.1 ρ甲 ρ混 σ甲 σ混2液2汽———液汽———液相混合密度计 𝜌混合=𝜌苯𝑥1+𝜌甲苯（1−汽相混合密度计 =𝑦1+混 𝜌 𝜌甲液相表面张力计 𝜎混合=𝜎苯x1+𝜎甲V1=V+（q-1）F=400.54-=16450.39/3.58取HT hlρ ρ

HThl1查得 C1(修 CC()0.2(

20.85)0.2

1ρLρLρρ

809.5809.5ρρHT

1)查得 C1)修

C(

17.80.2

wmax

1 (ρLρρρLρρ781.5w0.85wD

D

0.7850.785x

mm塔 Lkmol/h，kg/h，m3/h，m3/sVkmol/h，kg/h，m3/h，m3/sL1—提馏段液相流量kmol/h，kg/h，m3/h，m3/sV1—提馏段气相流量kmol/h，kg/h，m3/h，m3/sσ—表面张力N/mP—压力Kpat—温度℃w—气速m/sHTD—塔径m塔板设TTW降液管宽度取经验值 lW由l/D=0.6查图 W d降液管面 Ad H

0.45x0.132

6.9sH

0.45x0.132

5.6s堰 F—1型重型浮阀阀孔直径39mm0F0w0

N 0000

x100%

0F0w0

N 0000

x100%

nD-(2bZ1Z2d0)1t 2A 2

1

y yx2y2

(b

取 1AB

t

n1800-(2x18010010039)

t

n1800-(2x18010010039)

450mm，因此采用五块分块式塔板。

通道板宽330mm 长矩形板宽299mm 长弓形板宽380mm 长4.2.7

塔板设计结区区板板AT—塔截面积 Ls—液相流量b—降液管宽 HT—板间距lW—堰长 w0—阀孔气速hW—堰高 n、t—阀孔间距Ad—降液管面积 AB—鼓泡区有效面积τ—停留时间 Z1—破沫区宽度 Z2—分布区区宽度N—阀 Z3—边缘区宽度 P

5.37V2 w0c 3.08

5.37V2

5.37 386.9Pa2dhd

48.7mm w0c 3.58

5.37V2

5.37 386.4Pa2dhd

50.4mm

PL0.5(hwhowhL0.5((hwhow 2/ how2.84x10-3kLlwllw

31.202/

2.84x10-3 1.08

hL0.5x((5027.939.0mm液llw

38.352/

2.84x10-3 1.08

PPdhPhdhl

PPdPL386.9309.3696.2PahP48.739.087.7mm液PPdPL386.4316.4702.8Pa

50.441.391.7mm液HdhPhwhowhfhf

0.153wSmwLS

w l

hf0.153x0.16053.9mm液2Hd87.75027.93.9169.5mm HT

450

0.34w l

hf0.153x0.19736.0mm2Hd91.75032.56.0180.2mm HT

450

0.36H

0.45x0.132

6.9sLUd

0.066m/sH

0.45x0.132

LUd

0.081m/s

A(0.052h1.72) e Hn

(1-A/ATA=0.159

m2.80x10-3

V

0.0206x10000.295809.53.08m2.80x10-3x

0.009251=w

Ad0.132m

s 0.159(0.052x77.91.72) e 4500.95x =1.9%<操作气速下雾沫夹带量未超出

0.0178x10000.295781.53.58m2.80x10-3x

0.009420=wAd

0.132m

0.159(0.052x82.51.72)

e 4500.95x =0.05%<wom

wo1.1216

wom

wo0.5018A(0.052h1.72) e Hn

(1-A/A

A=0.159

Ad

0.132mllw

52/ 2.84x10-3x1.021x 1.08 h 25 h 25hhVhhha0.0148N2 b

(1 l1.952x10-c

d0.00284(1)2(lwhs2

hha 3492

4.632x10-b0.55x0.45(0.5510.5)x0.51.952x10-c

6.6941x10-d0.00284x(1

4.0469x10-Vh3Lh/m3Vh/mabcd3Lh/m3Vh/mabcdhV21.5h

21.5x

21.5x L3600Ad

5

3600Ad

4

2 0.00284khlw

即Lh

=

3.07x1.08

L=3.07l3.07x1.17 将以上所有数据作图，可得精馏段与提馏段单板负荷性能图气相气相负荷0 液相负荷10%13900/4300=3.23，具有较好的操作弹性，说气相气相负荷0

液相负荷

——3—<3— 塔体设HD1.5m（不包含封头高度HB3m（不包含封头高度HF φ450mmx2通气 x 接管设d φ480x实际流速u

d φ89实际流速u

Uu V

d 实际流速u

V145.847x / d φ89实际流速u

V=0.010652-d φ108实际流速u

d φ325实际流速u

φ480xφ89xφ273xφ89xφ108x φ325x 扬程=2x塔高=2x23200=46.4m选取IS100—65—200离心泵苯液气γ苯液液液液液Cp水液3Ρ水 3水* 水μ水 Q1=(R+1)D（Hv1-HL1）=84.86x4.72x(87563.0-2Q2 Q=Cm∆t=4.174x10xm=1.345x107kJ/h 却水进30℃出40℃时传热效果较好。

A选

22Si

994.1x3600x1.51选用AET8001.6158.9

管内u

diui

0.015x1.67x994.1

4.54x104C 4.174x103x0.549x10-Pri P11 0.023i(Re)0.8

id idi0.023x0.648x(4.54x104)0.87718.9W/m壳程0Sn1.37N0.5181.37x610.518SnN

0

2g3rn2/3dt

846.22x9.8x0.1393 16.062/3x0.019x0.4381x10-3x（86.2- 610.3Wm2·KR0Ri

℃md19mln

0K 0

R0

R i 0.00005

0.015x19

449W/mQ

A需

裕度158.9143

11.1%10%—30%PFxN(PP)

2 FxN i 4ft Pt

2PSFS(PS1PS2 2Bu2BFFn(N1)cN3.5 BB2 0 2

DS2SB（D1nd)0.2x(0.8- euc

Red0uc

0.29x10-

0 5Re-0.2280bSb

dS S S0.112x0.82n 0.82

x610bS0.112x0.8287x0.785x0.0192bb b

1.150.4x0.9616x19x(87

2 2x0.200.22972193.5

0.8 Q1=mCP∆t=6664.135x1.9248（86.2-2Q2 Q=Cm∆t=4.174x10xm=5.55x106kJ/h

(86.2-40)-(45-

A选

Si

994.1x3600x1.0212选用AEM5001.696.861考虑5%的热损失。Q2=6.68x106kJ/h=1.59x106W Q=Cm∆t=4.312x（115-180）xm=6.68x106kJ/h tm150118A选

工艺计算结果汇FDW———————8———5——99塔设备设计结果汇总LVwDm区区板板塔板水力学校核汇总——3—降液管停留时间<3—辅助设备的选取与核算汇总φ1800mm1H145mmH2450mm26DN801DN4501DN801DN1001DN3001泵2111AspenPlusDSTWU模块简捷计计算的结果，直接输入RadFrac模块模拟全塔情况。————————回流量9塔径RadFrac模块严格计达到产品要求时需理论板18块，进料板为第11块板（包括再沸器，冷1）2—17TrayRating取各板流量及物性数D=1.8m板间距HT=0.45m,进行水力学校核计算。由于篇幅限制，具体模拟输入数据、模拟结果数据见附录中Aspen文件及Origin文件，不在此列表。根据相关计算（具体见Origin文件）可以做出各单指标全塔负降液管指标的全塔负荷性能图分析及改7.4.1100%~140%设计点降液管停留时间均大于5s，但40%设计点是降液管停留