化原课程设计

盐城师范学院 化工原理设计

盐城师范学院

化工原理课程设计任务书

化学化工学院 制药工程专业 班级 03**姓名**** 学号09******* 设计题目：年处理30000t苯-甲苯混合液浮阀精馏塔设计 课程设计的目的与意义： 化工原理课程设计是培养学生综合运用化工原理及先修课程的基本知识进行化工工艺设计的能力，使学生掌握化工设计的基本程序和方法，得到一次化工设计的基本训练，并应着重培养学生以下几方面的能力。 1. 查阅技术资料，选用公式和搜集数据的能力。 2. 树立既考虑技术上的先进性与可靠性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思路，在这种设计思想的指导下去分析和解决工程实际问题的能力。 3. 迅速准确地进行工程计算（包括电算）的能力。 4. 用简洁的文字、清晰的图表示表达自己设计结果的能力。 工艺操作条件： 年处理量：30000吨， 料液初温：35℃ 料液浓度：60%（苯质量分率） 塔顶产品浓度：98%（苯质量分率） 塔底釜液浓度：1%(以质量计) 每年实际生产天数：330天 （一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4Kpa （表压） 冷却水进口温度：30℃ 饱和水蒸气压力：101.33Kpa （表压） 设备型式：浮阀塔 厂址：江苏盐城 1

盐城师范学院 化工原理设计 课题设计任务： （1） 完成主题设备的工艺设计与计算； （2） 有关附属设备的设计和选型； （3） 绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图； （4） 编写设计说明书。 设计条件（单双号要求塔顶、塔底产品浓度不同） 年处理量/吨 进料组成（质量%） 学号 25000 30000 35000 40000 45000 50000 35% 38% 40% 45% 50% 55% 60% 1 34 42 38 29 22 12 2 35 28 21 11 23 13 3 20 10 30 41 24 14 4 31 36 27 19 9 15 5 39 18 8 32 25 16 6 7 33 37 40 26 17 指导教师 **** 2011年 11 月 30 日

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目 录

摘要.....................................................................................................................................................5 第一章 文献综述...........................................................................................................................6 第二章 设计方案的确定.............................................................................................................8

2.1 操作条件的确定......... ..........................................................................................................8

2.1.1操作压力........................ .............................................................................................8 2.1.2进料状态.................................. ...................................................................................8 2.1.3加热方式......................................................................................................................8 2.2设计方案的原则......................................................................................................................8 2.2.1满足工艺和操作的条件..............................................................................................8 2.2.2满足经济上的要求......................................................................................................9 2.2.3保证安全生产..............................................................................................................9

第三章 精馏塔的工艺计算

3.1 设计方案的确定........................... ......................................................................................10 3.2 精馏塔的物料衡算………………………………………………………………..………10 3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数................ ...................................................10 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量................ ...........................................10 3.2.3 物料衡算................................... ................................................................................10 3.3 塔板数及全塔效率的确定................................. ................................................................10 3.3.1 理论板数NT的求取............................. ....................................................................10 3.3.2 操作压力............................................. ................................................................... ..11 3.3.3 操作温度......... .................................... .....................................................................12 3.3.4 塔板效率的计算.......... ........ ....................................................................................12 3.3.5 实际板数的计算......................................... ..................... ........................................13 3.3.6 平均密度的计算........................................ ……..................................................... .13 3.3.7 液相平均密度的计算................................ ...............................................................14 3.3.8 液相平均表面张力的计算................................ .. …………………………............15 3.3.9 液相平均粘度的计算.......................... .. …………..................................................15 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算....................... ............ .........................................................16 3.4.1塔径的计算........................................... ......................................................................16

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3.4.2 精馏塔有效高度的计算......................... .................................. ...............................17

3.5 塔板主要工艺尺寸的计算............................. ....................................................................17

3.5.1 溢流装置计算............................................ ...............................................................17 3.5.2 塔板布置和浮阀数目与排列......................................... ..........................................18 3.6 塔板流体力学验算.................................. ...........................................................................19 3.6.1 气相通过浮阀塔的压降........................................ ...................................................19 3.6.2 淹塔...................................................... .....................................................................20 3.6.3 雾沫夹带.................................................... ...............................................................20 3.7 塔板负荷性能图.................................................... .............................................................21 3.7.1 雾沫夹带线................................................... ............................................................21 3.7.2 液泛线............................................... ... ............... ....................................................21 3.7.3 液相负荷上限线.......................................... .............................................................22 3.7.4 漏液线................................................................. ..... ................................................22 3.7.5 液相负荷下限线.................................................... ...................................................23 3.8 塔附件设计.................................................... ......................................................................24 3.8.1 接管-进料管..............................................................................................................24 3.8.2 法兰............................................................................................................................25 3.8.3 筒体与封头................................................................................................................25 3.8.4 人孔.......................................................................................... ………………….. ..25

第四章 设计过程的评述和讨论.............................................................................................26 4.1 回流比的选择.......................................................................................................................26

4.2 塔高和塔径...................................................................... ................................................. .26 4.3 进料状况的影响................................................................................................................ .26 4.4 热量衡算和节能................................................................................................................. 26

第五章 课程设计总结................................................................................ ………………....27 附：

1.参考文献 2.精馏工艺流程图

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年处理30000t苯-甲苯混合液

浮阀精馏塔设计

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【摘要】精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。

本设计采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。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目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。

【关键词】苯 甲苯 精馏 浮阀塔.

Abstract: Distillation separation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation in chemical, petrochemical and other industries refining, widely applied. This design is the subject of benzene morpholine-toluen e binary system -a type of distillation process of design.

This design use tray column .For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map.

Key words：benzene methylbenzene rectification valve tower

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第一章 文献综述

精馏是多级分离过程，即可同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可是混合液得到几乎完全的分离。它是平衡蒸馏与简单蒸馏两者的有机结合。

平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。与平衡蒸馏相比，简单蒸馏操作时对液体的连续部分汽化，釜液组成t--x(y)相图的泡点线变化，其结果可得难挥发组分（重组分）含量很高而易挥发组分（轻组分）摩尔分数x很低的釜液。同理，在一定压力下，将混合蒸汽进行连续部分冷凝，蒸汽相得组成沿t--x（y）相图的露点线变化，结果可得到难挥发组分（重组分）含量很低而易挥发组分（轻组分）摩尔分数y很高的蒸汽。

精馏在工业生产中应用广泛。按其操作方式，精馏可分为间歇精馏和连续精馏。工业生产中以连续精馏为主，而间歇精馏一般多用于小批量生产或某些有特殊要求的场合。如化学合成药物，天然药物的分离提纯，非共沸物溶剂的回收。

精馏按操作压强可分为常压，加压和减压蒸馏。一般情况下，采用常压蒸馏。当常压下物系沸点较高，使用高温加热介质不经济或热敏性物质不能承受的情况，采用减压蒸馏可以降低操作温度。对常压沸点很低的物系，蒸汽相得冷凝不能采用常温水和空气等廉价的冷却剂，或者对常温常压下为气体的物系（如空气）进行精馏分离，则可采用加压蒸馏以提高混合物的沸点。

精馏进行的是气，液两相之间的传质，而作为气，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产需要，塔设备还得具备下列歌中基本要求。

1.气，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。

2.操作稳定，弹性大，即当塔设备的气，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具备的可靠性。

3.流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还使整个系统无法维持必要地真空度，最终破坏物系的操作。

4.结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。 6.塔内的滞留量要小。

气，液传质设备种类很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料塔和板式塔分别作为其典型代表。

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填料塔是在圆柱形壳内装填一定高度的填料，液体经塔顶喷淋装置均匀分布于填料层顶部上，依靠重力作用沿填料表面自上而下流经填料层后自塔底排出；气体则在压强差推动力下穿过填料层的空隙，由塔的一端流向另一端。气，液在填料表面接触进行质，热交换，两相的组成沿塔高连续变化。

板式塔是在圆柱形壳内按一定间距水平设置若干塔板，液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出，各层塔板上保持有一定厚度的流体液层；气体则在压强差的推动力下，自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔底排出。气，液在塔内逐板接触进行质，热交换，故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。

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第二章 设计方案的确定

2.1 操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如

组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 2.1.2进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 2.1.3加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。 2.2 确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： 2.2.1满足工艺和操作的要求

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所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 2.2.2满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证安全生产

例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

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第三章 精馏塔的工艺计算

3.1 设计方案的确定

本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采取常压下的连续精馏装置。本实验采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储塔。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比取最小最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 3.2 精馏塔的物料衡算

3.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 MA?78kg/mol 甲苯的摩尔质量 MB?92kg/mol

XF? XD XW0.6/78?0.64

0.6/78?0.4/920.98/78??0.98 0.98/78?0.02/920.01/78??0.0118 0.01/78?0.99/923.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.64?78?0.36?92?83.68

MD?0.98?78?0.02?78?78.28

MW?0.0118?78?0.9882?92?91.83

3.2.3物料衡算 原料处理量 qn,F=

30000?1000?49.79?kmol/h?

24?300?83.68总物料衡算 49.79?qn,D?qn,W

苯物料衡算 49.79?0.64?0.98qn,D?0.0118qn,W 联立解得 qn,D?31.32?kmol/h?

qn,F?17.48?kmol/h?

附表1 物料衡算

qn,F?kmol/h? qn,D?kmol/h? qn,W?kmol/h? 49.79

32.31

17.48

XF 0.64

XD 0.98

XW 0.0118

3.3 塔板数及全塔效率的确定 3.3.1理论板数 NT的求取

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苯——甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数。 (1) 求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比 yq?0.82,xq?0.64

最小回流比是 Rmin??xD?yq?/?yq?xq???0.98?0.82?/?0.82?0.64??0.89 取操作回流比为 R?2Rmin?2?0.89?1.78 (2)由苯—甲苯物系的气液平衡数据绘出x－y图。见附图1

[1]

附图一 苯—甲苯物系的气液平衡

(3)图解法求理论板层数

NT?14

其中 NT,精?5，NT,提?9 （不包括再沸器） 进料板位置 NF?6

3.3.2操作压力

塔顶操作压力 Pd?P大气压?P表压?101.33?4?105.33KPa 每层塔板压降 ?P?0.7KPa

进料板压降 PF?105.33?0.7?N精，实

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总理论板层数

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安托因公式

[3]

lgP*?A?B C?t设塔板效率 Et?60%， 将不同温度下的不同压力代入安托因公式，进行试差，直到各组分摩尔比值与物料衡算计算值相符，此时温度即为实际操作时温度。 3.3.3操作温度

由安托因公式试差法求

Et 0.6

实际板数 21.66667

进料位置 9.333333 用不同温度试差P苯

PF 111.8633

PW 120.4967

t 83.6 91.5 113.4

a 6.023 6.023 6.023

b 1206.35 1206.35 1206.35

c 220.4 220.4 220.4

lg(P)

P苯 113.434 142.973 256.4541

2.054743 2.155254 2.40901

用不同温度试差 P 甲苯t 83.6 91.5 113.4

a 6.078 6.078 6.078 t℃

83.6 91.5 113.4

b 1343.94 1343.94

c 219.58 219.58

lg(P)

P甲苯44.17614 57.24807 110.129

1.645188 1.757761

1343.94 219.58 2.041902

不同温度下的苯的摩尔比值

X 0.97732 0.637099 0.011852

根据以上苯的摩尔比值总结可得： 塔顶温度 TD?83.6（℃） 进料温度 TF?91.5（℃）

塔底温度 TW?113.4（℃）

83.6?91.5精馏段平均温度 Tm==87.55（℃）

291.5?113.4?=提馏段平均温度 Tm=102.45（℃）

23.3.4 塔板效率的计算

根据安托因公式 lgP*?A?B 可求得不同温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压，根据公式C?tp*Aα=*可得到不同温度下的相对挥发度，根据α=?D?W可得到平均相对挥发度

PB

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另外，对于根据公式

苯 ： ??0.00001t2?0.00431t?0.59408

甲苯： ??0.000015 t2?0.005244t?0.633176可得到不同温度下的苯和甲苯的? 根据公式

塔顶：?LD??苯?XD??甲苯??1-XD? 塔底：?LW??苯?XW??甲苯??1-XW?

?L??LD?LW 然后根据公式

[1]

Et?0.49??m?L??0.245 ,可以得到塔板效率 Et

根据以上公式，得 附表1 如下:

附表1 计算结果数据

D W 平均

t/℃

P苯 P 甲苯 ?

?m

?苯 ?甲苯 ?L

0.176 0.242

Et

83.6 106.8 39.08 2.733 2.517 0.305 0.309

0.183 0.170

0.307 0.554

113.4 272.2 117.7 2.312

2.523

3.3.5 实际板数的计算

由塔板效率为55.4%可得到实际板数

精馏段实际板层数 NT,精?5/0.554?9 提馏段实际板层数 NT,提?9/0.554?16 总实际板层数 NP?9?16?25 3.3.6 平均摩尔质量的计算

塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由XD?y1?0.98;查平衡曲线（见附图一）得X1?0.96

MVDL=0.98×78+0.02×92=78.28?kg/kmol? MLDm=0.96×78+0.04×92=78.56?kg/kmol?

进料板气，液混合物平均摩尔质量：已知yF?0.79;查平衡曲线（见附图一），得XF?0.62

MVFm=0.79×78+0.21×92=81.73?kg/kmol?

MLFm=0.62×78+0.38×92=83.32?kg/kmol?

塔底气、液混合物平均摩尔质量：由XW?0.0118;查平衡曲线（见附图一）得yw?0.027

MVWm=0.0118×78+0.9882×92=91.83?kg/kmol?

MLWm=0.027×78+0.973×92=91.622?kg/kmol?

精馏段气，液混合物平均摩尔质量

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MVm=(78.28+81.73)/2=80.005?kg/kmol? MLm=(78.56 +83.32)/2=80.94?kg/kmol?

提馏段气，液混合物平均摩尔质量

MVm?=(91.83+81.73)/2=86.78?kg/kmol?

?=(91.622 +83.32)/2=87.471?kg/kmol? MLm3.3.7 平均密度的计算

(1)气相平均密度 由理想气体状态方程计算

精馏段 ?Vm=

pmMVm105.33?80.66==2.84 8.314??86.55?273.15?RTmpmM?Vm105.33?87.435?=提馏段 ?Vm==2.806

8.314??121.65?273.15?RTm(2)液相平均密度 计算公式

1??Wi/?i

[3]

?m 根据 《石油化工基础数据手册（卢焕章）》 ，查得不同温度下的苯和甲苯的密度(见

附表2)

附表2 苯和甲苯不同温度下的密度

t D(87.55℃) W(102.45℃) F(91.5℃)

?苯?kg/m3?

809.5 768.9 803.9

?甲苯?kg/m3?

805.1 770.0 800.2

塔顶液相平均密度： ?LDm= 进料板液相的质量分数：

0.62?78=0.58

0.62?78?0.38?921进料板处液相平均密度： ?LFm= =802.4kg/m3

0.58/803.9?0.42/800.21=809.4kg/m3

0.98/809.5?0.02/805.1?? ωA=

??塔底液相的质量分数：

0.0118?78=0.01

0.0118?78?0.9882?921塔底液相平均密度： ?LDm= =770kg/m3

0.01/768.9?0.99/770 ωB=

?? 14

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809.4?802.4=805.9kg/m3

2770?802.4?=提馏段平均密度： ?Lm=786.2kg/m3

2精馏段平均密度： ?Lm=

????3.3.8 液相平均表面张力的计算 计算公式：?Lm??xi?i 附3)

附表3 苯和甲苯不同温度下的表面张力

t D(87.55℃) W(102.45℃) F(91.5℃)

塔顶液相平均表面张力

[2]

根据 《石油化工基础数据手册（卢焕章）》 ，查得不同温度下的苯和甲苯的粘度(见表

?苯?mN/m?

20.65 16.39 20.05

?甲苯?mN/m?

21.14 17.24 20.58

?LDm=0.98×20.65+0.02×21.14=20.66??10-3N/m?

进料板液相平均表面张力

?LFm=0.62×20.05+0.38×20.58=20.25??10-3N/m?

塔底液相平均表面张力

?LWm=0.0118×16.39+0.9882×17.24=17.23??10-3N/m?

精馏段平均表面张力

?Lm=（20.66+20.25）/2=20.455??10-3N/m?

提馏段平均表面张力

?=(20.25+17.23)=18.74?10-3N/m ?Lm3.3.9 液相平均粘度的计算 计算公式：lg?Lm??xilg?i[2]

??

根据 《石油化工基础数据手册（卢焕章）》，查得不同温度下的苯和甲苯的粘度(见 附表4)

附表4 苯和甲苯不同温度下的粘度

t D(87.55℃) W(102.45℃) F(91.5℃)

?苯?mPa?s?

0.293 0.214 0.279

15

?甲苯?mPa?s?

0.298 0.227 0.286

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塔顶液相平均粘度

0.293+0.02×0.298=0.293?mPa?s? ?LDm=0.98×

进料板液相平均粘度

0.279+0.38×0.286=0.282?mPa?s? ?LFm=0.62×

塔底液相平均粘度

0.214+0.9882×0.227=0.227?mPa?s? ?LWm=0.0118×

精馏段平均粘度

?Lm=（0.293+0.282）/2=0.2875?mPa?s?

提馏段平均粘度

? =(0.282+0.227)=0.2545?mPa?s? ?Lm3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.4.1 塔径的计算

（1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： ?max=C

?L??V ?V 精馏段的气、液相体积流率为

qV,V?qn,VMVm3600?Vmqn,LMLm=

90.14?80?0.705 m3/s

3600?2.84qV.L?3600?Lm=

57.8?80.94?0.0016 m3/s

3600?809.4C20由图查取，图中横坐标为

q??L V,L?qV,V???V????1/20.0016?805.9?????0.705?2.84?1/2?0.038

取板间距HT?0.45m 板上液层高度 HL?0.05m则

HT?HL?0.45?0.05?0.4m

查图得 C20=0.085

0.2??? 所以， 精馏段 C?C20????0.02? ?max=C

?0.0205??0.085????0.02?0.2?0.0854

?L??V805.9?2.84= 0.0854??1.436 ?V2.8416

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同理可得， 提馏段 C20=0.081

C?C20????0.02??=C ?max????0.2?0.0205??0.081????0.02?0.2?0.0814

?L??V786.2?2.806=0.0814??1.36 ?V2.806 取安全系数为0.6，则空塔气速为 精馏段 u=0.6×1.436=0.8616

提馏段 u?=0.6×1.36=0.816 （2）塔径 精馏段 D?4qv,v?u2?4?0.705?1.0998m

3.14?0.86162?,v4qv4?0.774提馏段 D???1.217m 22?u?3.14?0.816按标准塔径圆整后D=1.0m

?塔截面积为 AT?D2?0.785m2

4实际空塔气速为 u?qV,VAT?0.705?0.898m/s 0.7853.4.2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精??N精-1?HT??9?1??0.45?3.6m 提馏段有效高度为 Z提??N提-1?HT??16?1??0.45?6.75m

在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏段的有高度为

Z?Z精?Z提?0.8?2?11.95m

??3.5 精馏塔的塔板主要工艺尺寸计算 3.5.1 溢流装置的计算

因塔径 D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下:

(1)堰长ι

w 取

lw?0.66D?0.66m

(2)溢流堰高度hw 计算公式为 hw?hL?how 选用平直堰，堰上液层高度how依下式计算

?,L2.84?qV?E?1000??lw????2/3 how

17

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近似取 E?1，则

how?,L2.84?qV??E1000??lw????2/32.84?0.0016?3600???1???10000.66??2/3?0.012m

取板上液层高度 hL?0.05m 故：

hw?hL?how?0.05?0.012?0.03796m (3)弓形降液管宽度W及截面积A

d

f

由

lw?0.66 , 查图得 DWd?0.124 D

AfAT?0.0722,

故 Af?0.722AT?0.722?0.785?0.0567m2??

Wd?0.124D?0.124?1.0?0.124m2 依式演算液体在降液管中停留时间，即

??

??

3600AfHTqV,L?3600?0.0567?0.45?15.94?s???5?s??

0.0016?3600 故降液管设计合理。

(4)降液管底隙高度h0 计算公式 h0??,Lqv?3600lwu0

??0.08m/s 则 取 u0

h0??,Lqv?3600lwu0?3600?0.0016?m??0.03033600?0.66?0.08

?m???0.006?m??hw?h0?0.03796?0.0303?0.00766故降液管底隙高度设计合理。 3.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列

取阀空动能因数 F0?10, 依式计算空速u0

u0?F0?V?102.84?5.93m/s

依式求每层塔板上的浮阀数，即

N?qV,V?4?0.705?u0d0?4?100

?0.0392?5.93 18

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取边缘区宽度 WC?0.06m 破沫区宽度

WC?0.07m 依式计算鼓泡面积

??2?1?x??Aa?2?xR2?x2?Rsin??? 0180?R???R?D1?WC??0.06?0.44?m?22D1x???Wd?WS????0.124?0.007??0.306?m?22??2?1?0.306??2Aa?2?0.306?0.442?0.3062??0.44?sin????0.524m0180?0.44???

??浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横列的孔心距 t?75mm?0.075m 则可以按下式估算排间距 t?

t??Aa0.524??0.070?m??70?mm? Nt100?0.075[2]

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用70mm，而应小于此值，故取 t??65mm?0.065m

按t??0.065m， t?0.075m 以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N=107 按N=107 重新核算孔速和阀孔动能因数：

u0?qV,V?4?0.705?Nd0?4?5.52m/s

?0.039?1072F0?u0?V?5.52?2.84?9.30 阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内。 塔板开孔率

u0.898??100%?16.27% u05.523.6 塔板流体力学验算

3.6.1 气体通过浮阀塔的压降 hp?hc?hl?h? (1)干板阻力 先计算临界孔速，即

u0c?73.1????????V?1/1.825?73.1????2.84??1/1.825?5.928?m/s?

因为 u0?uoc,则 hc?19.90.175u0?L5.520.175?19.9??0.033?m?

805.9 19

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(2)板上充气液层阻力 h1 本设计分离苯和甲苯得混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数?0?0.5 则h1??0hL?0.5?0.05?0.025 (3)克服表面张力所造成的阻力h?

因本设计采用浮阀塔，其h? 很小，可以忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为;

hp?hc?h1?0.033?0.025?0.058?m?

单板压降 ?pp?hp?Lg?0.058?805.9?9.81?466?Pa? 3.6.2 淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜层高Hd???HT?hw?

即 Hd?hp?hL?hd

(1)与气体通过塔板的压降相当的液柱高度 hp?0.058?m? (2)液体通过降液管的压头损失hd,因不设进口堰，即

?qV,L hd?0.153???lh?w0??0.0016???m? ?0.153????0.00098??0.66?0.0303??22(3)板上液层高度，取hL?0.05

因此 Hd?hp?hL?hd?0.058?0.05?0.00098?0.11?m?

?0.45m,hw?0.03796m

取 ??0.5,HT 则 ??HT?hw??0.5??0.45?0.03796??0.244?m?

可见 Hd???HT?hw?，符合防止淹塔的要求。

3.6.3 雾沫夹带

板上液体流经长度 ZL?D?2Wd?1.0?2?0.124?0.752?m? 板上液流面积 Ab?AT?2Af?0.785?2?0.576?0.672?m?

苯和甲苯可按正常系统取物性K=1.0，又由图查得番点负荷系数CF=0.127，代入下列公

式可得

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qV,VF1?0.705???V?L??V?1.36qV,LZL?100%KCFAb

2.84?1.36?0.0016?0.752805.9?2.84?100%?6.1%1.0?0.127?0.672

qV,VF1??V?L??V?100%0.78KCFAT

2.84805.9?2.84??100%?53.9%0.78?1.0?0.127?0.7850.705?计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足?V?0.1kg液/kg汽的要求 3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 雾沫夹带线

按式F1?qV,V?V?L??V?1.36qV,LZL?100%，对于一定的物系及一定的塔板结构，式中

KCFAb?V,?L,Ab,K,CF,及ZL均为已知值，相应于eV?0.1的泛点率上线之亦可确定，将已知数代入上

式，便可得出qv,v?qv,L的关系式，据此作出雾沫夹带线。 按泛点80%计算如下

qv,v?2.84?1.36?qv,L?0.752805.9?2.84?0.8

1.0?0.127?0.672整理得 0.0595qv,v?0.986qv,L?0.0688 或 qv,v?1.156?16.57qv,v

雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个qV,L值依上式算出相应的qv,v列于附表5

附表5 雾沫夹带线

qv,Lm3/s qv,v3???m/s?

0.001 1.14

0.002 1.12

3.7.2 液泛线

由??HT?hw??hp?hL?hd?hc?h1?h??hL?hd确定液泛线。

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忽略式中h?项，且hL?hw?how可得到

2?qV,L??qv,L??vu02.84?3600????1??0??hw?????HT?hw??5.34?0.153E?????L2g1000?lw??lwho??22/3??? ?? 物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hw,hw,lw,?v,?L,?0及?均为定值，面u0与qv,又有如下关系，即 u0??2

d0N4qv,v 式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此可将上式简化，得

222/30.0591qv.58qv,v?0.167?308,L?1.32qv,L

在操作范围内取若干个qV,L值，依上式算出相应的qV,V值列于附表6中。

附表6 液泛线

qv,Lm3/s qv,v3???m/s?

0.0005 1.640

0.001 1.613

0.0015 1.589

0.002 1.567

3.7.3 液相负荷上线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s。

??3600AfHT?,LqV?3~5s

以 ??5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则 ?qV,L?max?3.7.4 漏液线

AfHT5?0.0567?0.45?0.0051m3/s 5 对于F1型重阀， 依

又已知u0?F0?u0?v?5作为规定气体最小负荷的标准，则u0?5?v

qv,v?2d0N4， 即qV,V??4d02N5?V

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式中d0,N,?V均为已知数，故可有此式求出气相负荷qV,V的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线qV,V??4d02N5?V=0.379(m3/s)

3.7.5 液相负荷下线

取堰上液层高度how?0.006m作为液相负荷条件，依下式计算

h0w??2.48?3600qV,Lmin??E?1000?lw????2/3

计算出qV,L的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直直线。

??2.48?3600qV,Lmin?E?1000?lw??取E?1,则

3/2??2/3?0.006

?q?v,Lmin?0.006?1000????2.84??lw?0.006?1000????3600?2.84?3/20.66?0.00056m3/s 3600??综上可做出塔板负荷性能图上的5条线

附图2 塔板负荷性能图

①雾沫夹带 ②液泛线 ③液相负荷上限 ④气相负荷下限 ⑤液相负荷下限

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由塔板负荷性能图可以看出：

① 在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。

② 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。

③ 按照固定的液气比，由上图查出塔板的气相负荷上限 ?qv,v?max?1.16m3/s，气相负荷下限 ?qv,v?min?0.379m3/s。所以： 操作弹性 ?1.16?3.06 0.379将计算结果汇总列于表中

表18 浮阀塔板工艺设计结果

项目 塔径D/m 板间距HT/m 塔板型式

空塔气速u/(m/s) 堰长lw/m 堰高hw/m

板上液层高度hL/m 降液管底隙高度ho/m 浮阀数N/个

阀孔气速uo/(m/s) 阀孔动能因数Fo

临界阀孔气速uoc/(m/s) 孔心距t/m 排间距t,/m

单板压降△pP/Pa

液体在降液管内停留时间 ?/s

降液管内清夜层高度Hd/m 泛点率/%

气相负荷上限（qVV）max 气相负荷下限（qVV）min 操作弹性 3.8 塔附件设计 3.8.1 接管---进料管

本设计采用直管进料，管径的计算如下：

d?

数值及说明 1.0 0.45

单溢流弓形降液管 0.898 0.66 0.03796 0.05 0.0303 107 5.93 9.30 5.928 0.075 0.065 700 15.94 0.11 6.1 1.18 0.379 3.06

备注

分块式塔板

等腰三角形叉排

同一横排的空心距 相邻两排的中心线距离

雾沫夹带控制 漏液控制

4qv,LmuF 取uF?1.6m/s，得 d=4qV,L4×0.000939==27.34(mm) πuπ×1.624

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取φ32mm×2.5mm的进料管。 3.8.2 法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用相应法 兰。根据进料管选取进料管接管法兰：PN0.25,DN32(GB20593－1997)。 3.8.3筒体与封头

（1）筒体 用钢板卷制而成的筒体，其公称直径的值等于内径。当筒体直径较小时可直接 采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设 计厚度，厚度计算见下式： δ=pcD ′2[δ]φ×pc式中 pc——计算压力，MPa，根据设计压力确定； D——塔径；

φ——焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；

]——设计温度下材料的许用应力，MPa，与钢板的厚度有关。 [δ′由上式计算出的计算厚度δ加上腐蚀裕量C2得到设计厚度δd。

（2）封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000，查得曲面高度h1=250mm， 直边高度h2=40mm。选用封头DN1000×18(JBT3.8.4 人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道。一般每隔10~20块塔板设1个人孔，本设计 的精馏塔共设30块塔板，需设2个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距

为800mm，群座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平。

4737－95)。

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第四章 设计过程的评述和讨论 4.1 回流比的选择

回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。

在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍。我计算的最小回流比为0.89，我取的回流比R?2Rmin?1.78。 4.2 塔高和塔径

影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质﹑塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度﹑密度﹑表面张力﹑扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.0m，塔高为48.15m。 4.3 进料状况的影响

由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。 4.4 热量衡算和节能

对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。

精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下： （1)塔压稳定；

（2)进出塔系统物料平衡和稳定； （3)进料组成和热状况稳定； （4)回流比恒定；

（5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定； (6)塔系统和环境间散热稳定等

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第五章 课程设计总结

不知不觉，课程设计已进入收尾阶段。记得刚听到课程设计，我是一头雾水。在听了老师讲解后，才慢慢地有了个了解。觉得这是一件相当有意义的事，是为了我们大四的毕业设计做铺垫的一项任务。所以怀着无比激动地心情加入到课程设计的行列中来。

刚开始的计算过程可谓是九曲十八弯，一切都在曲折中前进，也没有了当初的看的简单。作图，查数据，翻阅资料，一切都要自己来。一个人的力量是微弱的，大家团结在一起，才能获得大得力量。同学之间相互讨论着某个难题，讨论的不亦乐乎，遇到拿不定主意的问题，老师 都会给出详细的解释。

此次课程设计，我获益匪浅，不仅学会了许多专业知识，更掌握了不少软件的应用，我相信，这对于我是相当有帮助的！

对于苯和甲苯的精馏，计算等等，我在此次课程设计中得到了很好的了解，这对于我学习精馏塔物料衡算，理论塔板数等有很大的帮助，这真的是一次不错的体验！

附录

1.参考文献

[1]夏清，陈常贵主编.化工原理(上、下册).天津大学出版社,2005

[2]申迎华，郝晓刚主编.化工原理课程设计.化学工业出版社，2009

[3]卢焕章主编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社，2006 [4]路秀林，王者相主编.塔设备.化学工业出版社,2004 [5]刁玉玮主编.化工设备机械基础.大连理工大学出版社,2009 [6]聂清德主编.化工设备设计.化学工业出版社，1991

[7]化工设备设计全书编辑委员主编.塔设备设计.上海科学技术出版社,1998

[8]郑津津、董其伍、桑芝富主编.过程设备设计.化学工业出版社,2002年 [9]蔡纪宁、张秋翔主编.化工设备机械基础课程设计指导书.化学工业出版2000. [10]时钧，汪家鼎主编.化学工程手册.化学工业出版社，1986.

[11]王国胜主编，化工原理课程设计（第二版），大连理工大学出版社，2006

2.流程图

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1003刘艳敏刘艳敏

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LMCWE-103代TPTTFA-106FE-105 号图 例名 称疏水器名 称LMCWCWRSC冷冷低压蒸汽却水(入)却水(出)冷凝水截止阀调节阀PTFLDLWL放空压力温度流量液位产品釜液PTF取样口T-101疏水器E-101A106T101PTPE-101FTFP-101LV-101V-102V-103V-101序P-101P-102P-103DLWLCWRSC下水道审核 号原料贮罐名 称规 格数1 量备 注V-103LLV-102原料泵产品贮罐釜液贮罐TFE-105E-104E-103E-102E-101P-103P-102分配器精馏塔冷却器冷却器全凝器再沸器原料预热器产品泵釜液泵111111111111E-102盐城师范学院 制药工程专业 化工原理课程设计职责设计制图签 名日期年处理3万吨苯-甲苯混合液浮阀精馏塔工艺流程图 29 盐城师范学院 化工原理设计

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