化工原理课程设计苯乙苯精馏装置工艺设计

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1、 课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程大学 化工与制药学院课程设计说明书课题名称 苯-乙苯精馏装置工艺设计 专业班级 生物工程 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师 课题工作时间 武汉工程大学化工与制药学院化工与制药学院课程设计任务书专业 生物工程 班级 学生姓名 发题时间： 2013 年 6 月 17 日课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计一、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）文献资料：1 陈敏恒. 化工原理M. 北京：化学工业出版社，2002.2 王志魁. 化工原理第三版M. 北京：化学工业出版社，2005.3 王国胜. 化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005

2、.4 路秀林. 塔设备设计M. 北京：化学工业出版社，2004.5 汪镇安. 化工工艺设计手册M. 北京：化学工业出版社，2003.6 王松汉. 石油化工设计手册(第3卷) M. 北京：化学工业出版社，2002.7.周大军. 化工工艺制图M. 北京：化学工业出版社，2005.8.匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，2002.9.ASPEN Tech. ASPEN Plus 系列参考资料R. ASPEN Technology Co. Ltd., 2008.10.汤善甫，朱思明. 化工设备机械基础M. 上海：华东理工大学出版社，2004.11. 贾绍义, 柴诚敬

3、.化工原理课程设计M. 大连：天津大学出版社，2005.12. 朱有庭, 曲文海, 于浦义. 化工设备设计手册上下卷M. 北京：化学工业出版社, 2004.二、 设计任务某厂以苯和乙烯为原料，通过液相烷基化反应生成含苯和乙苯的混合物。经水解、水洗等工序获得烃化液。烃化液经过精馏分离出的苯循环使用，而从脱除苯的烃化液中分离出乙苯用作生成苯乙烯的原料。现要求设计一采用常规精馏方法从烃化液分离出苯的精馏装置。1. 确定设计方案 根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有生产的现场调查或对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。

4、2. 主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、模拟设计计算、设备的工艺尺寸计算及结构工艺设计。3. 典型辅助设备的选型和计算 包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4. 绘制带控制点的工艺流程图 A2号图纸，以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量和主要化工参数测量点。5. 绘制主体设备工艺条件图 A1号图纸，图面上应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和管口表。三、 设计所需技术参数进料量10000kg/h，压力为0.14Mpa的物流泡点进料，进料组成（质量分数）：苯0.51、甲苯0.006、乙苯0.36、二甲苯0.01、二乙苯0.09、三乙苯0.00

5、6、焦油0.017、水0.001。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于99.7%（质量分数，下同），釜液中苯含量低于0.3%。塔顶馏出液和釜液要求降至40。塔顶全凝器压力为常压0.1013MPa，全凝器压力降取0.01Mpa，塔压降取0.02Mpa。全班以花名册序号顺序两人一组。第一组进料组成（质量分数）：苯0.512、乙苯0.358，组数增加1则苯的摩尔分数增加0.002、乙苯的摩尔分数减小0.002，其它组分不变。第一组进料量为10250kg/h，组数增加1则流量增加50kg/h，以此类推，其它条件不变。四、 设计说明书内容1. 封面2. 任务书3. 成绩评定表4. 目录5. 概述（精馏操作对

6、塔设备的要求、设计原则与步骤、精馏过程模拟计算方法）6. 工艺流程方案的说明和论证7. 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择（塔板数、进料位置、操作压力、回流比）8. 精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计（塔高、塔径、降液管及溢流堰尺寸、浮阀数或筛孔数及排列方式、塔板流动性能的校核及负荷性能图）9. 辅助设备的选型及计算(管路设计及泵、贮罐、再沸器、冷凝器选型)10. 设计结果概要(主要设备的特性数据，设计时规定的主要操作参数，各种物料的量和状态，能耗指标以及附属设备的规格、型号及数量)11. 对本设计的评述12. 主要符号说明13. 参考文献五、 进度计划1. 查阅文献资料，初步确定设计方案及设

7、计内容，3天2. 根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，2-3天3. 撰写设计说明书，2天4. 绘制工艺流程图及总装图、答辩，2-3天指导教师： 2013 年 6 月 17 日 学科部（教研室）主任： 2013 年 6 月 17 日 化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目苯-乙苯精馏装置工艺设计指导教师评语指导教师： 2013年7月10 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能

8、力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师： 学科部主任： 2013年7月10日 2013年7 月10日目 录一概述31.1 .精馏操作对塔设备的要求 31.2 板式塔类型3 筛板塔31.2.2 浮阀塔4. 精馏塔的设计步骤4 精馏过程模拟计算方法4二 工艺流程方案的说明和论证5 工艺流程5 设计方案简介5 设计条件6 被分离物质的性质6三 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择8 塔板数8 进料位置进料状态8 操作压力9 回流比10 确定设计方案的原则10.1 满足工艺和操作的要求10.2 满足经济和安全的要求11四精馏塔主体工

9、艺尺寸的计算及结构设计12 塔高的计算12 塔径的计算12 精馏段塔径的计算12 提馏段塔径的计算13 降液管及溢流堰尺寸14 降液管尺寸的计算14 溢流堰尺寸的计算15 浮阀数及排列方式15 理论浮阀数15 排列方式154 实际浮阀数16 塔板流动性能的校核16 液沫夹带量校核16 塔板阻力hf计算17 降液管泛液核算17 液体在降液管内停留时间18 严重漏液校准18 塔板的负荷性能图18 塔板的设计结构20五辅助设备的选型及计算21 管路设计及泵21 进料管线管径21 管路设计及泵的选型22 贮罐23 再沸器25 冷凝器25六设计结果概要27七对本设计的评述29.对化工原理课程设计的感想2

10、9.对本设计的评述29八主要符号说明30九参考文献32一. 概述精馏操作对塔设备的要求塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备

11、中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。目前，塔设备的种类很多，对塔设备进行分类：按操作压力分有加压塔，常压塔，减压塔；按单元操作分有精馏塔，吸收塔，介吸塔，萃取塔，反应塔，干燥塔等；按内部结构分有填料塔，板式塔。目前工业上应用最广泛的还是填料塔和板式塔。板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）结构比浮

12、阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（1） 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约23)。（3）小孔筛板容易堵塞。浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：（1） 生产能力比泡罩塔约大20%40%；（2） 气体两个极

13、限负荷比为56，操作弹性大；（3） 板效率比泡罩塔高10%15%；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小。正是因为浮阀塔的这些优点，在本次课程设计中，将采用浮阀塔进行设计计算。精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：（1）设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。（5）撰写说明书。（6）绘制精

14、馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本次精馏过程的模拟采用的时麻省理工学院开发的一种化工模拟软件，该软件功能十分强大。在课程设计中，首先在明确设计任务后输入特定的条件，如待分离物质的摩尔分数，分离后的产物摩尔分数，精馏过程的温度，压力的数据。待这些必要的数据全部输入后，系统将会模拟整个精馏过程。通过模拟，我们能得到许多有实际意义的数据，如回流比等。由于篇幅所限，具体的模拟过程计算再次不再详述。二 工艺流程方案的说明和论证本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：如图所示，原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分

15、液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。设计中采用泡点进料，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至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用

16、间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。

17、设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。进料量10950kg/h，压力为0.14Mpa的物流泡点进料，进料组成（质量分数）：苯、甲苯0.006、乙苯、二甲苯0.01、二乙苯0.09、三乙苯0.006、焦油0.017、水0.001。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于99.7%（质量分数，下同），釜液中苯含量低

18、于0.3%。塔顶馏出液和釜液要求降至40。，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。乙苯是一个芳香族的有机化合物，主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是靠在酸催化下苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。外观与性状： 无色液体，有芳香气味。熔点()： -94.9。沸点(

19、)。临界温度()： 343.1。临界压力(MPa)： 3.70。闪点()：15。引燃温度()：432。溶解性：不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂。摩尔折射率：8.96,摩尔体积（m3/mol）：45.7。等张比容（90.2K）：91.5,表面张力（dyne/cm）：16.0。介电常数：3.24,偶极距（10-24cm3）：,极化率：3.55。汇总如下1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H6乙苯BC8H102.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/204060801001201403.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/0204060801001201404.苯、乙

20、苯的液相密度t/20406080100120140塔径D/m板间距HT200-300250-350300-450350-600400-600三 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择和状态根据模拟精馏过程的结果。总共需要26块板，在第15块板处进料。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。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

21、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。为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，精馏段、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用饱和液体（泡点）进料，但需要增设原料预热器。本方案采用泡点进料即q

22、=1.0。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：3.5.1满足工艺和操作的要求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

23、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满足经济和安全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。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

24、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。四 精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计实际塔板数NP,根据生产实际和经验公式计算总塔板效率ET=(12)=(kB2/kE2)(kB25/kE25)=（0.9957/ 0.1868）(3.7966/ 1.0152)=(2+25ET=0.49()=0.49(4.46750.2691)理论板为26块，进料板为第15块所以精馏段板数为 13/0.4684=28块提馏段板数为 11/0.4684=24块其中进料板为第29块板，

25、总板数为52块取精馏段板间距为 HT，提馏段板间距 HT进料板所在的塔板间距增至700mm,人孔所在板的间距HT增至800mm。此外再考虑塔顶端和及釜液上方气液分离空间均取，裙座取5m。则塔高Z0=5(裙座)+4（塔底空间）(人孔)（人孔）3（进料板）+8（人孔）（人孔）+7 +1.5+0.65=3m由精馏段数据可得: 气、液流动参数FLV=Lh(l/ v)1/2/Vh =1/2取塔盘清液层高度 hL液滴沉降高度H-hL由液气流动参数FLV及液滴沉降高度（H-hL）查Smith图知C20又液体的表面张力 20 mN/mC=C20(/20)=（20.4685/20）液泛气速 uf=c(l-v)/

26、v)1/2 =0.08238(812.4637-3.0378)/3.0378)1/2取安全系数为空塔气速：f气相通过的塔板截面积A=VS2塔截面积为气相流通面积A与降液管面积Ad之和，可选Ad/AT或lW/D之值来确定塔径取lW/D= Ad/AT=（sin-1(lW/D)-lW/D(1-（lW/D）2)1/2)/=（sin-12)1/2由Ad/AT计算塔径DAT=A/(1-Ad/ATD=（4AT/）计算塔径D和设计规范值比较进行圆整，取塔径气、液流动参数 FLV=Lh/Vh(l/v)1/2 = 22.3422/ 2817.7305(749.3557/ 4.1551)1/2取塔盘清液层高度 hL

27、液滴沉降高度 H-hL由液气流动参数FLV及液滴沉降高度（H-hL）查Smith图知C20又液体的表面张力 20 mN/mC=C20(/20)=0.085(16.4517/20)液泛气速 uf=c(l-v)/v)1/2 =0.08174(749.3557-4.1551)/4.1551)1/2取安全系数为0.75 则空塔气速：f气相通过的塔板截面积A=VS2塔截面积为气相流通面积A与降液管面积Ad之和，可选Ad/AT或lW/D之值来确定塔径取lWAd/AT=（sin-1(lW/D)-lW/D(1-（lW/D）2)1/2)/由Ad/AT计算塔径DAT=A/(1-Ad/ATD=（4AT/）=（41.

28、045/）计算塔径D和设计规范值比较进行圆整，取塔径精馏段塔径,提馏段塔径1.2m,所以塔板的塔径为实际塔截面积 AT =D22 实际气相流通面积 A= AT(1-AD/AT2实际空塔气速 设计点的泛点率 u/uf由以上设计结果的弓形降液管所占面积AdAd=AT2由选取的LW/D的值计算降液管宽度bdbd=D(1-（LW/D）1/21/2选取平行受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb由以上设计数据，确定堰长lw Lw=D(Lw堰上液头高how 的计算，式中E可近似取1how =2.8410-3E(Lh/Lw)2/3 =2.8410-3(22.3422/0.84)2/3堰高hw由选取的塔

29、盘清液层高度 hL确定hw=hL-how液流强度Lh/Lw降液管底隙液体流速 ub=Lh/(Lwhb浮阀数和排列方式选取F1型浮阀、重型、阀孔直径d0，初取阀孔动能因子F0=10，计算塔孔气速u0=F0/v1/21/2浮阀个数n=4VS/(d02u024.9057)=133个取塔板上液体进、出口安定区宽度bs=bs, ,取边缘区宽度。有效传质区Aa的计算：Aa=2x(R2-x2)1/2+(/180)R2arcsin(x/R)=2开孔所占面积 A0=nd0222选择错排方式，气孔心距t的求法：A0/Aa=d02/(4t2sin60。）=0.907（d0/t）t=(0.907(Aa/A0)1/2d

30、0根据估算提供的孔心距t=80mm进行布孔，并按实际情况进行调整来确定浮阀的实际个数n,按孔，实际排阀数n=113,如图所示:并按实际情况重新计算塔板以下参数阀孔气速： u0=Vs/(nd022动能因子：F0=u0v1/2=5.79831/2塔板的开孔率 =A0/AT2塔板流动性能的校核1.液沫夹带量校核 ，为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点，浮阀塔板泛点率的计算：F1=(vs(v/(lSZL)/KCFAb或 F1=(vs(v/(l-v)FAT）式中，由塔板上气相密度v及塔板间距HT，查图知,根CF，据提供的数据，本物系的K值可选取1，塔板上液体流道长ZL及液流面积,Ab分别为ZL=D-2bd

31、Ab=AT-2Ad2故得或F1=所得泛点F1均低于，所以不会产生过量的液膜夹带hf计算（1） 干板阻力h0临界孔速 u0K=(73/v)=(73/4.1551)由于u0大于u0K,所以阀门全开h0=5.34vu02/2lg=(2) 塔板清液层阻力hl取0hl=0hL(3) 克服表面张力阻力h h=410-3/l gd0 =410-316.4517/(749.35579.810.039)=2.295410-4m由以上三项阻力之和求得塔板阻力hfhf=h0+hl +h=0.0507+0.04+2.295410-4 Hd为流体流过降液管底隙阻力H=1.1810-8（Lh/lWhb)2=1.1810-

32、8(22.3422/(0.840.035)2浮阀塔的液面落差一般不大，可忽略不计。则降液管内清液层高度Hd为 Hd=hWhowhfhd取降液管中泡沫层相对密度，则降液管中泡沫层的高度Hd为：Hd=Hd则HT+hw=0.450.056=0.506mHd,故不会发生降液管泛液。液体在降液管内停留时间，应保证停留时间大于3-5s，才能保证液体所夹带的气体释出。=AdHT/Ls=36000.09920.45/22.3422=7.19s5 s 故满足要求。当阀孔的动能因子F0小于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔径u,0可取F0等于5时的孔流气速。u,0=5/v1/2稳定系数K=u0/u,02.0故不会

33、发生漏液。塔板的负荷性能图（1） 过量液沫夹带线关系式令F1=0.8 0.8=(Vs(4.1551/(749.3557-4.1551)1.36Ls0.856)/(0.1260.9316)整理得 或Vhh由上式可得当Lh=0时，Vh3/h取Lh=20，Vh3/h，由此两点作过量液沫夹带线。（2） 液相下限线关系式 对于平直堰,其堰上液头高度how必须要大于,取how，可确定液相流量的下限线。how =2.8410-3E(Lh/Lw)2/3取，代入Lw，可求Lh的值：Lhw3/h可见该线垂直于Lh轴的直线记为（3） 严重漏液线的关系式因动能因子F0小于5时，会发生严重漏夜，故取F0=5，计算相应的

34、气相流量Vh Vh=3600A0uo uo=5/v所以Vh=3600A0uo=36000.1355/4.1551=1192.11 m3/h上式为一常数表达式，为一平行于Lh轴的直线记为（4） 液相上限线关系式，=5s时降液的最大流量为：Lh=3600AaHT/5=720AdHT=7200.09920.45=32.1408 m3/h可见，该线为一平行于Vh轴的直线记为（5） 降液管液泛线关系式，根据降液管液泛线的条件，的以下关系式： Hd=(HThow)或 hw+how+hd+hf=(HThow)显然，为了避免降液管液泛的发生，应使 Hd(HThw)上式中的how、hd、hf均表示Lh与Vh的关

35、系式，整理可得降液管液泛线关系式，在前面核算中可知，有表面张力所致的h在hf之中所占的比例非常小。在整理中可以忽略，使关系式得到简化。hw+how+ho+0.5(how+hw)+hd=(HThow)式中:how=2.8410-3E(Lh/lw)2/3 =5.34(v/L)u02/2ghd=1.1810-8(Lh/lwhb)2Vh2=2.6408107h2-7.4759105Lh2/3Lh（m3/h）Vh（m3/h）0102030405060由表数据作出降液管的液泛线，并记为线。将以上的、条线绘于同一Lh-Vh直角坐标系中，塔板的负荷性如图。将设计点（Lh，Vh）绘于坐标纸中，如D点所示，由原点

36、O及D点作操作线OD，操作线交严重漏液线于点A，液沫夹带线于B，由此可见，该塔板的上下限受严重漏液线和液沫夹带线的控制，分别从A，B两点读的气相流量的下限vmin和上限vmax，并求得该塔的操作弹性。操作弹性：vmax/vmin由负荷性能图可知，设计点在负荷性能图的位置比较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度（Vhmax-Vh）/Vh=(4029.325-2817.731)/2817.731=43.00%），其他性能均满足要求，所以本设计较为合理。五 辅助设备的选型及计算管路和泵（一）回流液接管的回流量：L= 3677.5428 kg/h, 密度L,则体积流量VF3/h取uf 回流管接管直径d为D

37、=(4VF/3600uF)1/2查附录选取回流管规格为63.53.0(mm)（二） 进料管接管进料流量 L=10950kg/h VJ3/h取uf进料管接管直径d为D=(4Vj/3600uF)1/2= )1/2=查附录选取进料管规格为1084.0(mm)(三) 塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽流量3/h取u=14m/s塔顶蒸汽接管直径d为D=(4V/3600uF)1/2=()1/2查附录选取塔顶蒸汽接管规格为32520(mm)(四) 釜液排出管釜液体积流量3/h取 釜液排出管直径d为D=(4V/3600uF)1/2=)1/2查附录选取釜液排出管规格为763.0(mm)（五） 仪表接管选取仪表接管接管规格为2

38、5塔接管尺寸长总结表序号名称选定流速m/s管规格(mm)1回流管接管2进料管接管3塔顶蒸汽接管14325204釜液排出管5仪表接管（一）进料管线管径 进料流量为10950Kg/h,选择原料流速 管线直径:d=(4V/u)1/2=)1/2根据管材规范，该直径d应选择1084管材，其内径为其实际流速为(二)原料泵的选择为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式hfH=Z+1+2+3式中 Z两截面处位头之差； 两截面处静压头之差;= 0.04106 直管阻力; =0.0343 管件,阀门局部阻力; =27= 0.3303m 流体

39、流经设备的阻力; =较小可以忽略,将各项代入式中,计算泵的H=20.85+5.1577+2.0979+0.3303+6.4471=34.883m 约为35m管线设计结果表序号管线用途管线输送物流流速/(m/s)管规格1进料管1-3物流2釜液输送管物流3塔顶液管线冷凝器出口至回流泵4回流液管线5塔顶蒸管线6塔顶蒸气管线15选泵参数表序号位号名称扬程/m流量/(m3/h)功率/(kw)1P-101进料泵402P-102釜液泵213P-103回流泵48204P-104塔顶产品泵15205P-105塔底产品泵35121. 原料中间罐V-101 由模拟计算获得物流表，查得进料量F及其密度l。原料罐通过的

40、物流量LF=10950Kg/h, l3设冷凝液在回流罐中停留时间为0.5h,罐的填充系数取，则该罐的容积V计算如下： V= LF/(l) =109500.5/(790.55950.7)=9.8935 m3原料中间罐容积可取V=10.0 m3V-102，由模拟计算结果知，塔顶采出量D= 5915.642kg/h,L-3。回流罐的物流量Lh设冷凝液在回流罐中的停留时间为10min,管的充气系数取，则该罐的容积V的计算如下 V= Lh/(L)=9593.39710/（60817.670.7） 2回流罐容积可取3m33. 塔顶产品罐V-103 由模拟计算获得物流表，查得塔顶产品量D及其密度L。塔顶产品

41、罐通过的物流量 LD=5915.6417Kg/h;L3设冷凝液在回流罐中停留时间为72h,罐的填充系数取，则该罐的容积V计算如下：V= LD/(L) =5915.641772/(817.66560.7)3塔顶产品罐容积可取V=800 m34. 塔底产品罐V-104 由模拟计算获得物流表，查得塔底产品量w及其密度l。塔底产品罐通过的物流量LWl3设冷凝液在回流罐中停留时间为72h,罐的填充系数取，则该罐的容积V计算如下 V= LW/(l)3 塔底产品罐容积可取V=700.0 m3序号位号名称停留时间容积m31V-101原料中间罐2V-102回流罐10min3V-103塔顶产品罐72h4V-104

42、塔底产品罐72h再沸器换热器热流量及操作条件序号换热器名称热物流温度/冷物流温度/传热流量Qkw进口出口进口出口E101塔顶冷凝器3040E102塔底再沸器175175再沸器E102 热流量,釜液进、出再沸器温度。选择(绝)蒸汽为热源温度TR=175。选取传热系数：K=300W/m2.K传热温差 tm=传热面积A=Q/Ktm2冷凝器冷凝器E101 热流量,塔顶冷凝器进、出再沸器温度。选择(绝)蒸汽为热源温度TR=175。选取传热系数：K=250W/m2.K传热温差 :tm=传热面积A=Q/Ktm2换热器传热面积估算结果表序号位号名称传热流量 /kw传热系数W/m2.K传热温差/传热面积/m2备

43、注1E101塔顶冷凝器250循环水302E102塔底再沸器300,加热蒸汽当厂址确定及平面，主面布置完成后，应按管线走向及长度进一步核定，对选泵的参数进一步确认。六 设计结果概要在上面的计算中，主要介绍了提馏段的计算过程，精馏段的计算与此类似，在此不再赘述。精馏段和提馏段的结果汇总如下序 号项 目数 值精馏段提馏段3气相最小流量Vh，(m3/h)气相最大流量Vh，（m3/h）4液相最小流量Lh，(m3/h)液相最大流量Lh（m3/h）5实际塔板数NP28246有效段高度Z，m7塔径D，m121.28板间距HT，m0. 40. 459溢流形式单溢流单溢流10降液管形式弓形弓形11堰长lw，m12

44、堰高hw，m13堰上液头高度how，m10-314液流强度Lh/Lw，15降液管底隙高度，m17370916安定区宽度bs，m757517边缘区宽度bc，m5518开孔区面积A0，m219阀孔直径，m393920阀孔数目3164271221孔中心距，m22开孔率，%1123空塔气速，m/s24阀孔气速，m/s25稳定系数1.9226每层塔板压降，Pa27负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制28负荷下限漏液控制漏液控制29液沫夹带，ev，(kg气/kg液)28518331操作弹性32塔径，m/s七 课程设计的总结感想化工原理课程设计是培养个人综合运用本门及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一

45、次训练，也起着培养学生独立工作能力的重要作用。在精馏塔的设计过程中，我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主要有以下几点：（1）掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据的能力（2）树立了既考虑技术上的先进性和可行性，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想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。（3）培养了迅速准确的进行工程计算的能力（4）学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想的能力。对于本次设计，设计的结果比较合理，设计的精馏塔的操作弹性比较大。通过模拟精馏过程，设计的精馏塔能比较好地完成精馏任务，最终能比较好地将苯和乙苯分离。八 主要符号

46、说明英文字母 Ls液体体积流量，m3/hAa塔板开孔区面积，m2 n筛孔数目Af降液管截面积，m2 P操作压力，kPaAo筛孔区面积，m2 P气体通过每层筛板的压降，kPaAT塔的截面积，m2 T理论板层数C负荷因子，无因次 t筛孔的中心距，mC20表面张力为20mN/m的 u空塔气速，m/s 负荷因子 do筛孔直径，m uomin漏液点气速，m/sD塔径，m uo液体通过降液体系的速度，m/sev液沫夹带量，kg液/kg气 Vn气体体积流量，m/sR回流比 Vs气体体积流量，m/sRmin最小回流比 Wc边缘无效区宽度，mM平均摩尔质量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，mTm平均温度，

47、Ws破沫区宽度，mg重力加速度，m/s2 Z板式塔有效高度，mFo筛孔气相动触因子 hl出口堰与沉降管距离，m 希腊字母hc与平板压强相当的液柱高 筛板厚度，m 度，m 液体在降液管内停留时间，shd与液体流过降液管压强降 粘度，mPas 相当的液柱高度，m 密度，kg/m3hf板上清液高度，m 表面张力，mN/mhl板上清液层高度，m 开孔率，无因次ho降液管的底隙高度，m 质量分率，无因次how堰上液层高度，m Hw出口堰高度，m 下标Hw进口堰高度，m max最大h与克服表面张力压强降相 min最小 当的液柱高度，m L液相 H板式塔高度，m V气相Hd降液管内清夜层高度，m HF进料处

48、塔板间距，m HP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，mK稳定系数lw堰长，mLh液体体积流量，m3/h九 参考文献7 陈敏恒. 化工原理M. 北京：化学工业出版社，2002.8 王志魁. 化工原理第三版M. 北京：化学工业出版社，2005.9 王国胜. 化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005.10 路秀林. 塔设备设计M. 北京：化学工业出版社，2004.11 汪镇安. 化工工艺设计手册M. 北京：化学工业出版社，2003.12 王松汉. 石油化工设计手册(第3卷) M. 北京：化学工业出版社，2002.13 周大军. 化工工艺制图M. 北京：化学工业出版社，2005.14 匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，2002.15 ASPEN Tech. ASPEN Plus 系列参考资料R. ASPEN Technology Co. Ltd., 2008.16 汤善甫，朱思明. 化工设备机械基础M. 上海：华东理工大学出版社，2004.11. 贾绍义, 柴诚敬.化工原理课程设计M. 大连：天津大学出版社，2005.12. 朱有庭, 曲文海,