中国石油大学化工原理课程设计-毕胜-苯-甲苯-乙苯

化工原理课程设计

设计题目：分离苯（说明书

1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物

班级：化工06-2班

姓名：毕胜 指导教师：马庆兰 设计成绩：

日期：2009.6.8-2009.7.4

设计任务书

2

目录

工艺流程简图

第一部分 精馏塔的工艺设计

第一节 产品组成及产品量的确定

一、清晰分割法

二、质量分率转换成摩尔分率 三、物料平衡表

第二节 操作温度与压力的确定

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 最小回流比的确定 第四节 最少理论板数的确定 第五节 适宜回流比的确定

一、作N-R/Rmin图

二、作N（R+1）-R/Rmin图 三、选取经验数据

第六节 理论塔板数的确定

第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定 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 浮阀塔板结构参数的确定 第三节 浮阀水力学计算 第四节 负荷性能图

3

第三部分 板式塔结构

第一节 塔体的设计

一、筒体设计 二、封头设计 三、人孔选用 四、裙座设计

第二节 接管的设计

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

4

5

第一部分 精馏塔的工艺设计

第一节 产品组成及产品量的确定

一、清晰分割法（P492）

重关键组分为甲苯，轻关键组分为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。现将已知数和未知数列入下表中：

进料（F） a1 0.28 a2 a3 备注 给定 给定x1,D，估计x3，D=0，算得x1,D 0.42 0.3 0.01 0 塔顶产品（D） 0.99 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

F＝D＋W0.28F＝0.99D＋0.013W列全塔总物料衡算及组分A、B、C的全塔物料衡算得，

0.42F＝0.01D＋a2，WW0.3F＝a3,WW0.99?0.28＝0.7267F

0.99?0.0130.3F＝0.4123 将式（5）代入式（4）解得，a3,W＝0.7276F由（1）、（2）两式，W＝F?－702.76F)由式（1），D＝F－W＝(1由式（3），402.F＝207.24F

＝01.?207.24F＋a2,W?702.76F解得，a2,W ＝0.5735

a1,W ＋ a2,W ＋a3,W ＝0.013＋0.5735＋0.4123＝1.0

说明计算结果合理 已知，F＝8.8 th

6

解得，W＝0.7267?8.8＝6.4 thD＝0.2724?8.8＝2.4 th

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：xjj＝ajM?N

?aiMi?i?1x1M10.2878.1141,F＝a?N＝?a0.2878.114＋0.4292.114＋0.3106.168＝0.3268

iMi?i?1同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率

F＝96.52 kmolh解得，D?30.74 kmolh

W?65.78 kmolh三、物料平衡表

将以上的结果列入下表中： 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 合计 96.52 8800 30.74 2405 65.78 6395 7

组成 mol% 苯 kg% mol% kg% mol% kg% 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 合计 1 1 1 0 1 0.3780 0.4128 1 1

第二节 操作温度与压力的确定

一、回流罐温度

一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：△t＝20℃ 已知，冷却剂温度：ti?25℃ 则，t回?ti?△t?45℃

二、回流罐压力

纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：

ln(PS/PC)?(1?x)?1(Ax?Bx1.5?Cx3?Dx6)x?1?T/TC

饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199 名称 A 苯 B C D -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

T回?t回?273.15?318.15K

以苯为例，x?1?T/TC?1?318.15/562.2?0.434

ln(PS/PC)?(1?0.434)?1?(?6.98273?0.434?1.33213?0.4341.5?2.62863?0.4343?3.33399?0.4346)??5.1

PS?exp(?5.1)?48.9?0.2974?0.1MPa?Pa0

8

0同理，解得P?0.1MPa b?0.098500P?0.2974?0.0085?0.0985?0.2957?0.1MPaa?x2,D?Pb?0.9915回?x1,D?P∵P回?1atm∴取P回?1atm?1.0133?0.1MPa

三、塔顶压力

塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0.15atm 则，P顶?P回?0.15?1.15atm?1.1653?0.1MPa

四、塔顶温度

n露点方程：

?yi1i?1p0?p i试差法求塔顶温度 t 45.0 80.0 85.0 85.2 pa0 0.2974 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 t顶?85.2℃

五、塔底压力

△P全?N实际?△P单?0.2atmP底?P顶?△P全?1.3652?0.1MPa

六、塔底温度

9

n泡点方程：

?p0ixi?p

i?1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 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 t底?128.7℃

七、进料压力

设计中可近似取：PP顶?P底进?2?1.2653?0.1MPa

八、进料温度（P498）

物料衡算和相平衡方程：

?Cxi,FCi?11?(Ki?1)e??xi?1

i?1e?0.1（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 0.9922 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 10

t进?112.9℃

将代入方程式的结果列如下表中：

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 0.5564 0.3382 0.1054 质量分率 0.5062 0.3629 0.1303

e?xi,F?xi3268?0.2995y?0.i?xi0.5564?0.2995?0.106（摩尔分率）

第三节 最小回流比的确定（P502）

?n?ijxi,F?1?q?0.005 i?1?ij??操作温度tm?(t顶?t底)/2?107℃

操作压力pm?(p顶?p底)/2?1.2653?0.1MPa

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 0.005 0.005

??1.563 nR?ijxi,D?1?2.3760?0.99151?0min??i?1?ij??2.3760?1.562?.00851?1.562?1?1.882

11

第四节 最少理论板数的确定（P503）

0pa1.1799?D?0??2.5551pb0.4618?W0pa3.6657?0??2.2315 pb1.6435?m??D??W?2.3879lg((Nmin?

xlx0.99150.6058)D(h)W)lg(?)xhxl0.00850.0162?1?8.6（不包括再沸器） ?1?lg?mlg2.3879第五节 适宜回流比的确定

Y?0.75(1?X0.567)R?RminX?（不包括再沸器）

R?1N?NminY?N?2

R X Y N 2.3 2.4 2.5 2.6 2.7 2.8 2.9 3.0 3.1 3.2 3.3 0.13 0.15 0.18 0.20 0.22 0.24 0.26 0.28 0.20 0.31 0.33 0.52 0.49 0.47 0.45 0.43 0.41 0.40 0.39 0.37 0.36 0.35 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

12

21.020.019.018.0N17.016.015.014.01.201.301.401.501.601.701.80R/Rmin

二、作N（R+1）-R/Rmin图

67.066.065.0)1+R64.0(N63.062.061.01.201.301.401.501.601.701.80R/Rmin

三、选取经验数据

R/Rmin?1.58

R?2.974

第六节 理论塔板数的确定（P504）

13

R?Rmin2.974?1.882??0.2747R?12.974?1Y?0.75(1?X0.567)?0.75(1?0.27470.567)?0.3895 X?N?2Y?Nmin2?0.3895?8.6??15.41?Y1?0.3895xxNRW0.41560.0162265.78200.206?[(h)F(Wl)2()]0.206?[?()?]?1.603NSxlxDhD0.32680.008530.7404 NR?NS?NT?1?16.4联立解得，

NR?10.1NS?6.3

第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）

操作温度tm?(t顶?t底)/2?107℃

?a?0.23mPa?s液体粘度由查图确定（P375），?b?0.25mPa?s

?c?0.29mPa?s?L??xi,F??i?0.3268?0.23?0.4156?0.25?0.2576?0.29?0.2538mPa?s

0pa2.1595?m?0??2.3760

pb0.9088ET?0.49(?m??L)?0.245?0.49(2.3760?0.2538)?0.245?0.5547

NP?NRP?NT15.4??28ET0.5547NR10.1??18（不包括再沸器） ET0.5547N进?NRP?1?19NP与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。

附：温度压力汇总表

14

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 ℃ 112.9 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 不包括再沸器 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

L?RD?2.974?30.7404?91.4325kmol/hV?(R?1)D?122.1728kmol/h

板间距HT?450mm?0.45m板上液层高度hl?70mm?0.07m 液滴沉降高度HT?hl?0.38mt顶?85.2℃

15

?l1?807kg/m3查图得，

?l2?800kg/m3?v1?2.9kg/m3

?v2?3.4kg/m3y1?xD?0.9915?p0a1.1799D?p0??2.5551

b0.4618x1?y1??(??1)y?0.9915?0.978612.5551?(2.5551?1)?0.9915a1?x1M10.9786?78.?xiM?114i0.9786?78.114?0.0214?92.141?0.9748 a2?1?a1?0.0252?11L?a?806.82kg/m31?a?20.97480.0252?l1?807?800

l2?v?2.90kg/m3LLRD?1000S???.974?2.4049L??2L806.82?8.866m3/hLSV?R?0.748

SR?1(LS)/(?LV)1/2?0.045S?V查图得（《课程设计》P66 Smith气相负荷因数关联图），C20?0.09查图得，液体表面张力

?1?0.0209N/m?.0212N/m

2?0???1x1??2x2?0.0209N/m

气相负荷因数C?C0.220(?0.02)?0.0908

最大容许气速u?L??Vmax?C??1.152m/s

V16

u?0.7?umax?1.058m/s V(R?1)DS??V?0.913m3/s

D?4VS?u?1048mm

二、提馏段塔径

L??L?qF?177.948kmol/hV??V?(q?1)F?112.17kmol/h

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

y?L?m?1?L??Wx?m?WL??WxW?1.586x?m?0.586xWx1??0.0337，x?2?0.6835，x?3?0.2834 a1??0.0275，a?2?0.6815，a?3?0.3144试差法得,t?125.3℃ 查图得,

?l1?761kg/m3，?l2?756kg/m3，?l3?749kg/m3?3v1?3.0kg/m，?v2?3.5kg/m3，?3v3?3.9kg/m?V???viyi?3.58kg/m3?1L??a?753.92kg/m3 i?li(L??V1/2V?)(?)?0.109 L查图得,C20?0.08

17

?1?0.016，?2?0.017，?3?0.018??0.0173 C?C?0.220(0.02)?0.078uL??Vmax?C???1.129m/sV u?0.7umax?0.790m/sLL?qFS???19.96m3/hLVS?(R?1)D?(q?1)F?8651kg/hVVSS????0.671m3/s

VD?4VS??u?1040mm选择塔径1000mm

第九节 热力学衡算

回流罐：

t?45℃，xA?0.9915

查图得，HA?8498kJ/mol，HB?21203kJ/mol

H回?8605kJ/mol

第一块板：

t?85.2℃，xA?0.9792

查图得，HA?14380kJ/mol，HB?27757kJ/mol H1?14494kJ/mol

塔顶：

t?85.2℃，xA?0.9915

查图得，HA?44449kJ/mol，HB?62068kJ/mol

18

H回?44598kJ/mol

进料：

t?110.3℃xi，Fxi??0.3039

1?(Ki?1)ey1?K1x1?0.5652同理，

x2?4390，y2?0.3390x3?2773，y2?0.1045

查图得，

HA?17215kJ/mol，HB?29930kJ/mol，HC??4213kJ/mol（液）HA?46557kJ/mol，HB?65892kJ/mol，HC??33629kJ/mol（汽）

H进，液?0.3039?17215?0.4390?29930?0.2773?4213?17202kJ/kmolH进，汽?52185kJ/kmol塔底：

t?128.7℃，xA?0.02

查图得，HA?20533kJ/mol，HB?34977kJ/mol，HC?549kJ/mol

H底?21955kJ/mol

塔顶冷凝器热负荷：

HLD?H回?△H?8605?4138?4467kJ/kmolL1?RD?91.0838kmol/hLD?L1?RC?HV1?HL144598?14494?91.0838??69.1430kJ/kmol

HV1?HLD44598?4467LD?2.249DQC?(RC?1)D(HV1?HV2)?4.13?106kJ/h再沸器热负荷：

HF?H液?q?H汽?e?20700kJ/kmolQB?(DHLD?WHLW?QC?FHF)/(设Q损?5%QB?1.95?105kJ/h

19

QB?Q损QB)?3.91?106kJ/h

所需冷却水热量：

Q6m?Cc△T?4.13?104.174?10?98.4t/h

所需加热蒸汽用量：

m?QB3.91?106??B2010?1.95t/h

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 35082 3 24.87 0.26 -160 0.00 0.00 29762 24.87 0.38 444 ∑ 96.52 1.00 20160 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L?91kmol/h?9.06m/h 根据P70，表2-5，选择单溢流塔板。 降液管、堰尺寸的确定：

3堰长lw?0.7D?0.7m选用弓形降液管和平口堰，由经验值确定，堰宽b?0.17D?0.17m

堰高hw?50mm不设进口堰，降液管下口至塔板距离hS?50mm 降液管停留时间t?3~5s

降液管宽度b及面积Ad的确定：

由lw/D?0.70，P135附录七，b/D?0.143，AD/AT?0.0878 则降液管

宽度b?0.143D?143mm面积Ad?0.0878AT?0.0689m2

受液盘：

由经验得，本塔采用凹形受液盘，盘深50mm 进口堰：

在用凹形受液盘时不必设进口堰 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、堰尺寸的确定、降液管停留时间、降液管宽度及面积、受液盘、进口堰、降液管高度均与提镏段相同。

第二节 浮阀塔板结构参数的确定

浮阀型式选择：

普通采用F-1型浮阀，浮阀开度2.5~8.5mm，选用标准化的F-1型浮阀，阀重34g，直径48mm，阀孔直径39mm

21

浮阀的排列：

采用等腰三角形叉排，三角形底边长度S取75mm 浮阀数及开孔率计算：

初设z1?80mm，z2?75mm，z3?50mm 取阀孔动能因数FD?13 精馏段：

u0?FD/?V?7.433m/s

保证阀孔气速应排列的浮阀数

N??.963?30.7404?91.1706??3?114

4D2u3.1404?0.0392?7.433?3.0585?3600114?3.14?0.0392则以塔板总面积为基准的塔板开孔率??43.14?17.34%4?12P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。 提馏段：

u0?FD/?V?5.193m/s

保证阀孔气速应排列的浮阀数

N???[121.8254?0.1?96.52]?97.2164??132

4D2u3.1404?0.0392?3.7079?5.193?3600132?3.14?0.0392则以塔板总面积为基准的塔板开孔率??43.14?20.08%4?12P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。 塔板布置图，见附图

第三节 浮阀水力学计算

精馏段：

干板压力降△P175干?19.9gu0.?277.3166Pa

22

△P干/?Lg?277.3166/806.8?9.81?35mm△P?2Vu干?5.37?2?430.2Pa

△P干/?Lg?54.4mm计算表明，浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开，应取54.4mm

通过液层压力降△P液?0.5(hw?h1)g?L 2堰上液面高度h2.84?10?3k(LL?)3L

wP76，查图得，当lw/D?0.7时，

810Ll2.5?5.2866，得k?1.04w2h.84?10?3?1.04?(9.06L?20.7)3?0.0163m

△P液?0.5?(0.05?0.0163)?9.81?806.8?262.37Pa △P液/?Lg?0.5?(0.05?0.0163)?0.03315mm△PP/?g?54.4?33.2?87.6mm

雾沫夹带量（P76）

23

e?A(0.052h1?1.72)u3.7?()n2?mHT?A?0.159，n?0.95，HT?0.45，??0.8h?h1?hw?66.3mmu??2/1.0087?1.2850m/s3.144?124?2xAa?2[x?r2?x2?r?sin?1()]?0.509m2180rD2?AT???4??Aa/AT?0.649D2?0.785m2?r?20.9dyne/cm???V0.425?0.90.295806.8?2.900.425m?5.63?10?5()0.295(L)?5.63?10?5()()?0.614?6?V?V2.9010e?

泛点率

0.159(0.052?66.3?1.72)1.28503.7?()?9.8%0.9520.649?0.614450?0.8F1?

100CV?136LSZ?AbKSCF100?0.913?2.908.832760?136??806.8?2.936001000?76.57%(0.785?0.154)?0.95?0.1252.90100CV806.8?2.9F1???75.42%

0.78ATKSCF0.78?0.785?0.95?0.125100?0.913?取F1?76.57%?80%~82%

e?0.1kg/kg

降液管内液面高度Hd?hw?how?△h?hd?hp h忽略不计，

LS8.832??0.07 lwhp3600?0.7?0.0524

hd?0.153?0.072?0.752mmHd?87.6?50?16.3?0.752?154.652mm HdHh?0.309?0.6T?w淹塔不会发生 漏液检验：

Fom?5Wom?Fom/?V?2.936m/sWm?Wom???0.438m/s

W??/?4D2?1.00873.14?1.2850m/s?W2m4?1降液管内液体停留时间及流速：

??HTAdL?0.45?770?10?48.832/3600?14.1?7sSu8.832/3600d?LS/Ad?770?10?4?0.0319m/s(ud)max?0.17?0.95?0.1615m/s(ud)max?7.98?10?3?0.95?0.45(806.8?2.90)?0.1442m/s取(ud)max?0.1442m/sud?(0.7~0.9)(ud)max提馏段：

干板压力降△P干?19.9gu0.175?260.45Pa

△P干/?Lg?260.45/753.92?9.81?35.2mm△P?2Vu干?5.37?2?259.2Pa

△P干/?Lg?35.0mm计算表明，浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开，应取35.2mm

通过液层压力降△P液?0.5(hw?h1)g?L

2堰上液面高度h?10?3k(LL?2.84L)3

w25

P76，查图得，当lw/D?0.7时，

2810L?10.95，得k?1.06 2.5lw19.963hL?2.84?10?3?1.06?()?0.0281m

0.7△P液?0.5?(0.05?0.0281)?9.81?753.9?288.81Pa △P液/?Lg?0.5?(0.05?0.0281)?0.03905mm△PP/?g?35.2?39.1?73.3mm雾沫夹带量（P76）

e?A(0.052h1?1.72)u3.7?()n2?mHT?A?0.159，n?0.95，HT?0.45，??0.8h?h1?hw?78.1mmu??2/0.8170?1.0407m/s3.1424?14?2xAa?2[x?r2?x2?r?sin?1()]?0.509m2180rD2?AT???4??Aa/AT?0.649D2?0.785m2?r?17.3dyne/cm???V0.425?17.30.295753.92?3.580.425m?5.63?10?5()0.295(L)?5.63?10?5()()?0.53?6?V?V3.5810e?

泛点率

0.159(0.052?78.1?1.72)1.0407?()3.7?9.5%0.9520.649?0.530450?0.8F1?

100CV?136LSZ?AbKSCF100?0.913?3.5819.96760?136??753.9?3.5836001000?71.81%(0.785?0.154)?0.95?0.125 26

3.58100?0.913?F?100CV753.92?3.5810.78A??76.73%

TKSCF0.78?0.785?0.95?0.125取F1?76.73%?80%~82%

e?0.1kg/kg

降液管内液面高度Hd?hw?how?△h?hd?hp △h忽略不计，

LSl?19.96?0.158 whp3600?0.7?0.05hd?0.153?0.1582?3.839mmHd?74.27?50?28.1?3.839?156.209mm HdHh?0.312?0.6T?w淹塔不会发生 漏液检验：

Fom?5Wom?Fom/?V?2.642m/sWm?Wom???0.328m/s

W??/?1.00874D2?3.14?1.0407m/s?Wm4?12降液管内液体停留时间及流速：

HTAd0.45?770?10?4??L?19.96/3600?6.25?3~5sSu19.96/3600d?LS/Ad?770?10?4?0.072m/s(ud)max?0.17?0.95?0.1615m/s(ud)max?7.98?10?3?0.95?0.45(753.92?3.58)?0.1393m/s取(ud)max?0.1393m/sud?(0.7~0.9)(ud)max

第四节 负荷性能图

27

（1）过量雾沫夹带线：

V?L??Vh??(2.95?103KSAbCF?1.36Zh)V精馏段Vh??17.2Lh?3.68?103

提馏段Vh??15.0Lh?3.20?103（2）淹塔线：

b??HT?(??1??)hw?0.1725c?1.18?10?8(l?9.633?10?6whb)2d?0.00284(1??)1l2/3?5.4?10?3w精馏段a?0.0148?V?4.1?10?9N20?LVb?cL2?dL2/3hh0.1752?9.633?10?6L2?32/3h?5.4?10Lhh?a?4.1?10?9提馏段a?0.0148?VN2?4.0?10?90?LVb?cL2dL2/3h?h0.1752?9.633?10?6L2?32/3h?5.4?10Lhh?a?4.0?10?9（3）过量漏液线：

精馏段Vh?21.5N0/?V?21.5?114/2.9?1439

提馏段Vh?21.5?132/3.58?1500（4）降液管超负荷线：

L4h?3600AdHT/??3600?770?10??0.45/4?31.185

（5）液相负荷下限线：

Lh?3.07lw?2.149

负荷性能图，见附图

28

第三部分 板式塔结构

第一节 塔体的设计

一、筒体设计

塔顶空间高度HD?1.2m 塔底空间高度HB?3m 进料空间高度HF?1.1m 筒体总高度H?HB??Hi?1n?1Ti?HF?HD?3?(28?2)?0.45?1.1?1.2?17m

1000mm塔径的筒体壁厚选Q235钢的5mm

二、封头设计

选用标准椭圆形封头，基本尺寸： 公称直径Dg?1000mm 曲面高度h1?250mm 直边高度h2?25mm

三、人孔选用

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，采用圆筒形裙座

塔径为1m，裙座上需开2个Dg450的人孔 塔底有再沸器，裙座的座圈高度取4m

29

基础内环直径Di?(0.9~0.95)D?900mm 基础外环直径Do?(1.08~1.18)D?1100mm

第二节 接管的设计

塔顶蒸气出口管管径dD：

VS??LD?D?69.14?30.74?99.88kmol/htD?85.2M?78.23g/mol?PMV?RT?116.53?78.238.314?(273.14?85.2)?3.0599kg/m3VS?99.88?78.23/3.0599?2553m3/h?0.7093m3/sP104，表3-5，u0?15m/s

d?4?0.70933.14?15?0.2454m

P109，表3-8，选取公称直径Dg250接管 回流管管径dR：

选用泵输送，取uR?2m/s

?1?806冷凝液45℃，?2?802

?m?806LS?30.74?78.23/806?2.984m3/hdLS

R?4?u?0.023m0P106,表3-6，选取dg2?S2?25?3 进料管管径dF： 取um?uVe?4.7m/s

VF??e?F?9.652kmol/hVF?9.652?91.17/806?1.10m3/s

30

第六部分 负荷性能图

精馏段： 400035003000250020001500100005101520253035

36

提馏段： 400035003000250020001500100005101520253035

37

第七部分 分析讨论

一、工艺计算过程中主要分析回流比的选取，回流比是精馏段操作的一个重要参数，其下限是最小回流比，采用较大回流比可减少理论板数和降低塔高，可降低费用。但塔径、再沸器、冷凝器的热负荷，泵的动力消耗也随之增加，使操作费用增大。从经济角度考虑，需选用合适回流比。

二、塔板负荷性能图分析。对结构参数已定的塔板，为保证其稳定操作，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。操作点必须在操作范围内，并有一定操作弹性。

三、辅助设备选取。换热面积必须有一定的裕度，使实际生产有一定的可调节性和换热器有一定可靠性，同时流体通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》

38

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/q5qw.html