精选武汉工程大学化工课程设计报告Word版

《精选武汉工程大学化工课程设计报告Word版》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精选武汉工程大学化工课程设计报告Word版（50页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

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 12级化学工程与工艺01班 学生学号 1206211931 学生姓名 朱思盟 学生成绩 指导教师 孙 炜 课题工作时间 2014-12-22至1月5日 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 化学工程与工艺 班级 12级01班 学生姓名 朱思盟 发题时间： 2014 年 12 月 20 日一、 课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计二、 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.

2、 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，2005.4 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 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，2004.10 朱有庭, 曲文海, 于浦义.

3、 化工设备设计手册上下卷M. 北京：化学工业出版社, 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，2005.三、 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。2. 主要设

4、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。四、 设计所需技术参数进料量9200kg/h的物料由20预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料，进料组成（质量分数）：苯0.516、乙苯0.484。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于98.5%（质量分数，

5、下同），釜液中苯含量低于1.5%。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0.596、乙苯0.404，组数增加1则苯的质量分数增加0.002、乙苯的质量分数减小0.002。第一组进料量为9250kg/h，组数增加1则流量增加50kg/h，以此类推，其它条件不变。五、 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

6、）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. 对设计过程的评述和有关问题的讨论12. 主要符号说明13. 参考文献六、 进度计划1. 查阅文献资料，初步确定设计方案及设计内容，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

7、导教师： 孙炜 2014 年 12 月 20 日 学科部（教研室）主任： 杜治平 2014 年 12 月 20 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 朱思盟化工01班苯-乙苯精馏装置工艺设计指导教师评语指导教师：孙炜 2014年12月20 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

8、成绩指导教师：孙炜 学科部主任：杜治平 2014年12月20日 2014年12 月20日目 录摘 要1Abstract2一、概述41.1精馏操作对塔设备的要求41.2板式塔的类型41.2.1泡罩塔41.2.2筛板塔51.2.3浮阀塔51.3精馏过程模拟计算方法6二、工艺流程方案的说明和论证72.1 设计方案72.2 设计方案的确定及流程说明72.2.1选塔依据72.2.2加热方式72.2.3选择适宜回流比72.2.4回流方式72.3操作流程说明8三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择93.1 精馏塔全塔物料衡算93.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数93.1.2物料衡算进料流量103.1.

9、3馏出液流量103.1.4回流比的确定103.2 主要数据参数的计算113.2.1苯-乙苯系统t-x-y数据113.2.2 温度的计算123.2.3 相对挥发度的计算133.2.4 粘度的计算133.3理论塔的计算143.4 塔径的初步设计143.4.1表面张力的计算143.4.2 密度的计算143.4.3塔径的计算15四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计174.1溢流装置计算174.1.1堰长的计算174.1.2堰高的计算174.1.3弓降液管的宽度和横截面积184.1.4降液管底隙高度194.2塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列194.2.1塔板的结构尺寸194.2.2 浮阀数目及排列204

10、.2.3浮阀数目及排列204.3塔板的流体力学验算214.3.1气相通过浮阀塔板的压降214.3.2液泛224.3.3 雾沫夹带234.3.4 漏液234.4塔板负荷性能图244.4.1雾沫夹带线244.4.2液泛线244.4.3液相负荷上限线244.4.4漏液线244.4.5液相负荷下限线254.4.6 塔板负荷性能图254.5操作弹性264.6塔高264.5.1塔顶空间274.5.2人孔数目274.5.3塔底空间27五、辅助设备的选型及计算285.1 管路尺寸设计285.2泵的选择315.3预热器计算315.4全凝器计算325.5再沸器的计算335.6法兰345.7裙座34六、设计结果概要

11、356.1主要设备的特性数据356.2附属设备的规格、型号366.3设计时规定的主要操作参数36七、对本设计的评述和有关问题的讨论377.1对本设计的评述377.2有关问题的讨论38八、主要符号说明39参考文献40摘 要化工原理本次课程设计任务为：苯-乙苯连续分离过程浮阀板精馏塔设计。进料量9800kg/h的物料由20预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料，进料组成（质量分数）：苯0.618、乙苯0.382。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于98.5%（质量分数，下同），釜液中苯含量低于1.5%。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。此次设计过程的主要设计内容

12、为：确定设计方案、全塔物料衡算、最小回流比以及实际回流比的确定、理论塔板数以及实际塔板数求取、塔径以及塔板工艺尺寸计算、流体力学性能校核以及负荷性能图、塔结构及其他附属设备的设计等。以上设计内容的主要设计结果为R/Rmin=1.5、实际塔板数20块、全塔效率46.1%、塔径1.2m；塔板堰长0.84米、堰高0.0587米、塔板实际筛孔数117个、操作弹性3.24等。 关键词：苯乙苯；全塔效率；浮阀数；操作弹性AbstractChemical Engineering principles , this course is designed for the following task: the

13、design of float valve plate distillation column in the process of Benzene - ethylbenzene continuous separation. inlet amount that is 9800kg/h should be in the bubble point status with the press of 0.14Mpa and temperature of 20 and the input material consist of ( mass fraction): Benzene is 0.618, Eth

14、ylbenzene is 0.382. In the top of tower ,there should be benzene solution that consist of more than 98.5% Benzene( mass fraction, similarly hereinafter) ,in the residue, there should be less than 1.5% Benzene. The distillate and on the top of tower should decrease to 40. Full condenser on the top of

15、 tower should in the atmospheric pressure of 0.1013Mpa. The main content of this design process mainly focuses on : the design scheme determination, overall tower material balance, the minimum reflux ration and actual reflux ratio determination, the theoretical tower plate number and the actual numb

16、er of plate calculation , the calculation of process dimension on column diameter and column plate , Hydrodynamic performance checking and load performance chart, design of tower structure and other ancillary equipment. The main result of the above designs: R/Rmin=1.5,the actual plate number is 20,

17、the whole tower efficiency is 46.1%, column diameter is1.1m, plate weir length is 0.77m, weir height is 0.0587m, actual plate sieve number is 116, operating flexibility is 2.62 etc. Key words : Benzene ethylbenzene, Full tower efficiency,Sieve number,Operating flexibility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

18、节，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；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、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。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 精馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分挥发

19、度的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的苯-乙苯体系，加热苯（沸点80.1）和乙苯（沸点136.2）的混合物时,由于苯的沸点较乙苯为低,即苯挥发度较乙苯高,故苯较乙苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和乙苯分离。多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。 本设计中设计任务所给WF等为质量分数，已在括号中说明，后文也将进行换算。换算之后WF等不再特意说明，均代表摩尔分数。由于此次设计时间紧

20、张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。一 概述1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能是气、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各种基本要求1。 （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未定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （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

21、节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破环物系的操作。 （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。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是相互矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系的性质和具体要求，抓住主要矛盾进行选型。 1.2板式塔的类型气-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，下面着重介绍板式塔。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

22、，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。1.2.1泡罩塔泡罩塔板是工业上应用最早的塔板（1813年），它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条行两种，以前者使用较广。泡罩有80mm、100mm、150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓

23、泡层，为气液两相的传热和传质提供大量的界面。泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。1.2.2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：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10%15%；塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀；操作弹性较小（约23）；小孔筛板容易堵塞。1.2.3

24、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。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理黏稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮阀应用最为普遍。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯形浮阀

25、、双层浮阀、V-V型浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。但应指出，在工业应用中，目前还多采用F1型浮阀，其原因是F1型浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。浮阀塔特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%40%，而接近于筛板塔；操作弹性大，一般约为59，比筛选、泡罩和舌形塔板的操作弹性要大得多；塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；压力小，在常压塔中每块板的压降一般为400660N/；液面梯度小；使用周期长，黏度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作；结构简单，安装容易，制造费为

26、泡罩塔板的60%80%，为筛板塔的120%130%。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。1.3精馏过程模拟计算方法（1）设计方案的确定和说明。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）精馏塔的工艺计算。（3）计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。 （4）管路及附属设备如再沸器、冷凝器的计算和选型。二 工艺流程方案的说明和论证2.1 设计方案本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用冷夜进料，将原料液送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在

27、泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.2 设计方案的确定及流程说明2.2.1选塔依据 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。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：

28、(1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。(2) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(3) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。(4) 液面梯度小。 (5) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(6) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。2.2.2加热方式：直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水, 而且在化工厂蒸汽较多，因此采用间接蒸汽加热，设置再沸器。2.2.3选择适宜回流比适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先

29、求出最小回流比R，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0倍。采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。2.2.4回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。2.3操作流程说明苯-乙苯溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。苯-乙苯混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进

30、料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 三 精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择3.1 精馏塔全塔物料衡算表3.1F原料液流量（kmol/s）xF原料组成（摩尔分数）D塔顶产品流量（kmol/s）xD塔顶组成（摩尔分数）W塔底残液流量（kmol/s）xW塔底组成（摩尔分数）S加热蒸汽量（kmol/s）苯的摩尔质量 乙苯的摩尔质量 3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数已知量： 泡点进料 q=1 苯的摩尔质量 乙苯的摩尔质量 摩尔分数计算 平均摩尔质量 =3.1.2物料衡算进料流量 物料衡算3.1

31、.3馏出液流量 D=72.5325kmol/h W=35.1598kmol/h 3.1.4回流比的确定根据101.325KPa下，苯-乙苯的汽液平衡组成关系绘出苯-乙苯x-y图，因为苯-乙苯相平衡线具有下凹部分，在操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前，操作线已于平衡线相切，所以采用从(,）做相平衡线下凹部分做切线，从图知切线的切点e的坐标为(0.6727，0.9889)由此可求出操作线计算 精馏段 提馏段 Q点（0.6727,0.8895）最小回流比 由平衡相图课得 确定回流比 R=(1.1-2.0）Rmin通过尝试比较板数初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍取 根据图解法可得理论塔

32、板数 3.2 主要数据参数的计算3.2.1苯-乙苯系统t-x-y数据根据苯和乙苯的t-x-y关系以及操作线做出图像T/xy 80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.2003.2.2 温度的计算：温度及压力的计算全凝器压力101.3KPa 其压降为10KPa根据安妥因方程 用试差法计算温度安托因常数苯 A

33、：6.031 B：1211.033 C:220.790乙苯 A:6.082 B:1424.255 C:213.06塔顶第一块板： P=101.3+10=111.3KPa 假设温度为=85.3=2.072 =1.305 验算 则假设正确 即塔底 取每块板压降为0.6KPa假设实际有20块板P=111.3+20*0.6=123.3KPa 假设塔底温度为142.5=2.691 =2.068 验算 则假设温度正确即=142.53.2.3 相对挥发度的计算：相对挥发度= 3.2.4 粘度的计算：粘度表3-2 苯、乙苯在不同温度下的黏度t/0204060801001201400.7420.6380.485

34、0.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226=85.3时 =0.297时 3.3理论塔的计算 则假设板数正确3.4 塔径的初步设计塔径 3.4.1表面张力的计算 表3-3不同温度下苯、乙苯的表面张力 t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82 3.4.2 密度的计算 表3-4不同温度下苯、乙苯的密度 t/0204060801001201400.7420.6380.4850.381

35、0.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226 则 则 3.4.3塔径的计算则取 查史密斯关联图可得取 四 精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计因塔径D = 1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。塔板的板面布置及主要尺寸见图4.1 图4.1塔板的板面布置及主要尺寸图4.1溢流装置计算4.1.1堰长型浮阀塔的孔径为0.039m 4.1.2堰高 的计算取板上液层高度：hL=0.07m本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算 (近似取E=1) 精馏段：堰高： 提馏段：堰高：4.1.3弓降液管

36、的宽度和横截面积图4.2 弓形降液管的宽度与面积 查表有 则验算降液管内停留时间精馏段：提馏段： 停留时间故降液管可以使用4.1.4降液管底隙高度图4.3降液管示意图 精馏段： 取 提馏段： 取 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度，不再单独设置出口堰。4.2塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列4.2.1塔板的结构尺寸 塔径大于800mm，由于刚度，安装，检修的要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可以分为五个区域：开孔区(鼓泡区、有效传质区)、边缘区(无效区)、降液区、出口安定区、入口安定区。因D=1.0m，取破沫区的宽度Ws= 0.07m，无效区宽度

37、Wc= 0.05m。降液区 开孔区(鼓泡区、有效传质区)出口安定区边缘区(无效区)入口安定区降液区 本设计塔径D=1m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。4.2.2 浮阀数目及排列采用F1型浮阀，重量为32g(重阀)，孔径为39mm。4.2.3浮阀数目及排列取 则孔数： 按正三角形排列以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为113个。 开孔率4.3塔板的流体力学验算4.3.1气相通过浮阀塔板的压降 根据，计算。 精馏段：(1) .干板阻力： 因，故按不全开计算 (2) .板上充气液层阻力： 取，则： (3).液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液

38、体高度为： 提馏段：(1).干板阻力： (2).板上充气液层阻力： 取，则： (3).液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： 4.3.2液泛 为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度， 取=0.5 所以 即： 为了防止液泛，取： 通过验算满足情况 所以符合防止液泛的要求。4.3.3 雾沫夹带 板上液体流经长度： 板上液体流经面积： 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.09 精馏段：泛点率：对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。 提馏段： 取物性系数K=1.0，泛

39、点负荷系数=0.1则 泛点率： 由以上计算知，符合要求。4.3.4 漏液前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过，阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内，不会造成漏液。 4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线 泛点率： 据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。 精馏段整理得：由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个Ls值，可算出Vs。 提馏段整理得： 4.4.2液泛线液泛线 4.4.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于35s。 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则： 4.4.4漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，

40、则由知： 漏液线 4.4.5液相负荷下限线 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式： 得：液相负荷下限 4.4.6 塔板负荷性能图根据上面求出的各段的符合性能曲线分别画出塔板负荷性能曲线图。4.5操作弹性 精馏段操作线方程为： 已知，带入解得： 操作弹性为： 提馏段操作线方程为： 已知，带入解得： 操作弹性为：4.6塔高 板式塔的塔高如图 5-1 所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：式中塔顶空间，m； 塔底空间，m； 塔板间距，m； 开有人孔的塔板间距，m； 进料段高度，m； 实际塔板数； 人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间）4.5.1

41、塔顶空间 塔顶空间（见图5-1）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取 为（ 1.52.0）HT。若图5-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间 4.5.2人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810 块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46 块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。此处取人孔数为3. 4.5.3塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15 分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35

42、分钟，否则需有1015 分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35 分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5 分钟。此处取停留时间为5 分钟。塔高为：五 辅助设备的选型及计算5.1 管路尺寸设计进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T 型进料管。本设计采用通过泵输送料液直管进料，管径计算如下：（1）进料管, ,则体积流量 取管内流速则管径查无隙钢管标准，取进料管规格50x2.5则管内径d=45mm进料管实际流速（2）回流管采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，塔顶液相平均摩尔质量则液体流量取管内流速，则回流管直径查无隙钢管

43、标准，取回流管规格 则管内直径d=26mm回流管内实际流速（3）塔顶蒸汽接管t=85.3塔顶汽相平均摩尔质量 塔顶汽相平均密度则蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则查无隙钢管标准，取回流管规格1404.5 则实际管径d=131mm塔顶蒸汽接管实际流速（4）釜液排出管塔底 ，塔底汽相平均摩尔质量 平均密度体积流量：取管内流速则查无隙钢管标准，取回流管规格则实际管径d=48mm塔顶蒸汽接管实际流速（5） 塔釜进气管，塔顶汽相平均摩尔质量 塔釜蒸汽密度则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则可取回流管规格1464.5 则实际管径d=137mm塔顶蒸汽接管实际流速5.2泵的选择泵的计算及选型进料温度 已知进料量

44、取管内流速，则则管径故可采用故可采用50x3.0 的离心泵。则内径d=46mm，得：取绝对粗糙度为：； 则相对粗糙度为：摩擦系数 由 得=0.03进料口位置高度：扬程：则选取型号为50Y-60的Y型离心油泵5.3预热器计算预热器的选型选取600KPa的水蒸气为热源查表可得T=158.7热负荷量 此温度下查表则则K取值为换热面积选取换热管径为 公称直径为600mm 管程数为1 管数245 换热管长3000mm 中心管数17 换热面积55.02m25.4全凝器计算全凝器的选取塔顶温度t=85.3 此温度下查表可得苯和乙苯的汽热比为则 取K=100w/（m2*K)=360/(m2*h*K)选取换热管

45、径为 公称直径为800mm 管程数4 管数442 管长6000mm 换热面积195.14m2 中心管数235.5再沸器的计算再沸器塔底t=142.5查图可得取K=100w/（m2*K)=360/(m2*h*K) 则选取换热管径为 公称直径为1100mm 管程数2 管数894 管长9000mm 换热面积637.99m2 中心管数335.6 法兰由于操作压力不高，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。进料管接管法兰：PN6DN40 HG 5010回流管接管法兰：PN6DN60 HG 5010塔顶蒸气管法兰：PN6DN500 HG 5010釜液排出管法兰：PN6DN30

46、 HG 50105.7 裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，此处裙座高度取3m。 六 设计结果概要 6.1主要设备的特性数据表11-1 浮阀塔工艺设计算结果项目符号单位计算所数据备注精馏段提馏段塔径Dm1.21.2板间距HTm0.430.43塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.33801.479堰长lwm0.840.84堰高hwM 0.06290.0467板上液层高度hLm0.070.07降液管底隙高h0m0.05690.0407浮阀数N113113等腰三角形叉排阀孔气速u0m/s6.4027.423同一横排孔心距浮阀

47、动能因子F01012相邻横排中心距离孔心距tm0.0750.075排间距tm0.0700.068单板压降ppPa569.46702.67液体在降液管内停留时间s39.9126.651降液管内清液层高度Hdm0.004430.139泛点率%72.95%60.34%气相负荷上限(Vs)maxm3/s0.007290.00729气相负荷下限(Vs)minm3/s0.000880.00088雾沫夹带控制操作弹性8.25868.3207漏液控制6.2附属设备的规格、型号表11-2 接管尺寸确定项目接管尺寸管内流速/(m/s）接塔顶蒸汽出口管67.91管塔顶出料管 64.02尺回流液入口管 1.72寸进料

48、管2.15确塔底出料管0.76定塔底蒸汽出口管 0.44866.3设计时规定的主要操作参数序号项 目数 值精馏段提馏段1平均温度 tm，85.5 142.72液体平均密度(kg/m) 808.813753.983气体平均密度( kg/m)2.6663 3.04614液相表面张力17.749 38.9415混合物黏度 (m Pas)0.297 0.2216相对挥发度6.55 4.277气相流量 Vs,（m3/h） 3110.9773607.15678液相流量 Ls,(m3/h) 3.28919.7369实际塔板数8 13 10塔径D,m1.21.211板间距H,m0.430.4312降压管形式弓

49、形弓形13堰长l,m0.840.8414堰高h,m0.06290.046715降液管内停留时间，s39.9126.65116板上液层高度h,m0.070.0717堰上液层高度h,m0.00705520.046718降压管底隙高度h,m0.05690.0407七 对本设计的评述和有关问题的讨论7.1对本设计的评述 本次化工原理课程设计历时两周，是我上大学以来第一次独立的工业化设计,也是我所接触的实践任务中最繁琐，专业性最强的课程设计。从孙老师以及同学那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我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

50、物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、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和经济合理性。 我和同伴的设计内容是苯乙苯的浮阀精馏塔设计。虽然以前对这方面的知识进行了理论性的学习，但是了解和掌握的东西很有限。在这次课程设计中，通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计等一系列工作，让我们明白了怎样运用所学的知识，结合我们掌握的其他的关知识，计算机技术，参照有关的文献资料去解决设计中的问题。在设计过程中，通过结合我们所掌握的理论知识，不断地发现问题和解决问题，使我们能够熟练的运用这些知识与技能，这些经验的积累既是对学习的巩固和

51、拓展，也是一次宝贵的经验。此次课程设计培养了我的自学能力，因为需要用到一些计算机的软件对数据，文字，图表进行处理，排版。设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。此外，通过此次设计，让我能够蛮好的与同伴配合分工完成任务，提高了设计的效率。在设计过程中，以前上课不懂的知识也及时的和同伴进行交流，讨论。通过孙老师的指导和同学的帮助，让我巩固了所学的化工原理知识,拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别。设计过程中，我与同伴也有遇到很多问题，我们一起讨论，一起解决。在计算上也出现过失误，反复的计算了，而后验证了。但我们并没有因为这样就知难而退，而是坚

52、持迎难而上，一起克服所遇到的困难。让我们意识到我们遇到苦难不要气馁，不要轻言放弃，要坚持，认真的思考，并克服困难。最后，由衷的感谢学校给予此次设计锻炼机会，衷心的谢谢孙老师的指导，以及我的同伴的合作。设计中难免会疏漏和错误之处，恳请老师批评指正。7.2有关问题的讨论1、塔板有哪些类型？为什么本说明书采用浮阀塔？讨论：塔板有各种类型，通常要求塔板的生产能力大，操作弹性大，气相通过塔板的压降较小，塔板效率高，结构简单，造价低廉等。塔板主要有：泡罩塔板、浮阀塔板、筛孔塔板、导向塔板、垂直塔板等。浮阀塔板是塔板上开有许多阀孔，孔中装有浮阀，浮阀由阀片与3个阀腿构成，浮阀能随着气相流量的变化而自动上下浮动，当阀脚勾住塔板时是浮阀的最大开度。浮阀塔板的最大特点是浮阀能自动地随着气量的变化调节阀片与塔板之间的缝隙开度，以保证缝隙的气速基本不变，或变化不大。所以能在较大的气量变化范围内正常操作，操作弹性较大。并且，气相以水平方向吹入液层，气液接触时间较长，而液沫夹带量较小，故塔板效率较高。而且浮阀塔结构比较简单，造价较低，因此，本说明书采用浮阀塔板。2、负荷性能图的几条线表示什么意思?讨论：.漏液线：又称为气相负荷下限线气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。.雾沫夹带线：当气