化工原理课程设计样本

1、精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业成绩 化工原理课程设计设计说明书 设计题目：3.456 万吨万吨/年苯年苯甲苯连续精馏装置工艺设甲苯连续精馏装置工艺设计计姓 名 陈 端 班 级 化工 07-2 班 学 号 完成日期 2009-10-30 指导教师 梁伯行 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书(化工 07-1,2,3,4 适用)一、设计说明书题目设计说明书题目: 3.456(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、二、设计任务及条件设计任务及条件(1).处理量: (3000本班学号300) Kg/h (每年生产时间按 72

2、00 小时计);(2). 进料热状况参数：( 2 班)为 0.20,(3). 进料组成: ( 2 班) 含苯为 25(质量百分数), (4).塔底产品含苯不大于 2(质量百分数);(5). 塔顶产品中含苯为 99(质量百分数)。 装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为 25的清水或 35的循环清水。三、三、设计说明书目录设计说明书目录(主要内容主要内容) 要求要求1)前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的） ，2)装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明3)装置物料衡算4)精馏塔工艺操作参数确定5)适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算6)精馏塔主要结构尺寸的确

3、定7)精馏塔最大负荷截面处 T-1 型浮阀塔板结构尺寸的确定8)装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号9)装置配管及机泵选型10) 适宜回流比经济评价验算(不少于 3 个回流比比较)11) 精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价12) 附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。四、四、经济指标及参考书目经济指标及参考书目1)6000 元/(平方米塔壁)(塔径 1.11.4m 乘 1.3, 塔径 1.51.8m 乘 2.0, 塔径 1.9m 以上乘 2.8),2)4500 元/(平方米塔板),3)4000 元/(平方米传热面积),4)16 元/(吨

4、新鲜水), 8 元/(吨循环水),5)250 元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限 10 年, 6)装置主要固定资产年折旧率为 10% , 银行借贷平均年利息 12.5%。7)夏清 陈常贵主编化工原理(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学出版社 20058)贾绍文 化工原理课程设计 【M】天津; 天津大学出版社 2002精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业目录一、 3.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算.7 3.2.1 摩尔分数.7 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.7 3.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表.83.3 塔板数计算塔板数计算.8 3.3.1.理论塔

5、板数.8 3.3.2 做 X-Y 曲线.8 3.3.3 求 RMIN.8 3.3.4 求理论塔板数.8 3.3.5 求平均塔效率 ET.8 3.3.6 求实际塔板数.83.4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 (以精馏段 R1 为例).9 3.4.1 平均压力计算.9 3.4.2 平均摩尔质量计算.9 3.4.3 平均密度计算.9 3.4.4 液体平均表面张力计算.9 3.3.2.5 液体的平均粘度.103.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 3.5.1 负荷计算.10 3.5.1.1 摩尔计算：.10 3.5.1.2 同理得质量计算：.10 3.5.1.3 不同回

6、流比的负荷结果.10 3.5.1.4 Vs 和 Ls 计算.10 3.5.2 塔径的计算.10 3.5.3 精馏塔有效高度的计算.11 3.5.4 塔顶、塔底空间.11 3.5.4.1 塔顶空间 HD .11 3.5.4.2 塔底空间 HB .11 3.5.5 塔壁厚计算.12 3.6.F1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 .12 3.6.1 溢流装置.12 3.6.1.1.堰长 lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和面积Af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度ho.12 3.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列.12 3.6.3 塔板流体力学验

7、算.13 3.6.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 雾沫夹带.14 3.6.4 塔板的负荷性能.14精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 3.6.4.1 雾沫夹带线.15 3.6.4.2 液泛线.15 3.6.4.3 液体负荷上限线.15 3.6.4.4 漏夜线.16 3.6.4.5 液相负荷下限线.16 3.7.操作弹性计算操作弹性计算.16四四.热平衡确定热换器热平衡确定热换器.16 4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器.16 4.1.1 热负荷 Qc .16 4.1.2 传热面积 A.17 4.1.2.1 求平均温度.17 4.1.2.2

8、K 值选定.17 4.1.2.3 传热面积 A.17 4.1.3 循环水的用量计算.17 4.1.4 热换器选用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 热负荷 QB.18 4.2.2 传热面积 A.18 4.2.2.1 求平均温度.18 4.2.2.2 传热面积 A 计算.184.2.3 过热蒸汽的用量.184.2.4 再沸器的选用.184.3.原料预热器原料预热器 .19 4.3.1 求平均温度.194.3.2 求比热和传热的热量.19 4.3.3 塔底产品预热给的热量.194.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算.194.3.4 预热器选用.194.4 塔釜产品冷却器塔釜产

9、品冷却器.19五、经济估算五、经济估算.20 5.1 塔主要设备经费计算（塔主要设备经费计算（R1为例）为例）.20 5.1.1 塔壁面积计算.20 5.1.2 塔板面积计算.20 5.1.3 主要塔设备费用计算.20 5.1.4 固定资产折旧费用.20 5.25.2 主要操作费计算（主要操作费计算（1010 年）年） （R R1 1为例）为例）.20 5.2.1.清水用量费用.20 5.2.2 过热蒸汽的用量费用.20 5.2.3 设备费用和操作费用的总费用 p.21 5.2.4 银行利息后的总成本 P总 .21 5.3 回流比的选择回流比的选择.21六、精馏塔附件六、精馏塔附件及其重量计算

10、及其重量计算.21 6.1.储罐储罐.21 6.2.精馏塔接管尺寸精馏塔接管尺寸.21 6.2.1 进料管线管径.21 6.3.泵的选用泵的选用.22 6.46.4 精馏塔重量计算精馏塔重量计算.22-32精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业一、前言一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培

11、养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定二、设计方案的确定 2.1 处理量确定处理量确定依设计任务书可知，处理量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456 万吨/年 2.2 设计题目与设计进程设计题目与设计进程该次设计题目为：3.456 万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为俩周，安排如下：表 2-1. 进程表找数据与上课全部设计计算画图写说明书第一周的周一、二第一周的周三到周日第二周的周一到周四剩余时间 2.3 概述概述 塔设备是炼油、化工、石油化

12、工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。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地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而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 F1 型（V1 型） 、V4 型、十字架型

13、、和 A 型，其中 F1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881） 。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 2.42.4 设计方案设计方案2.4.12.4.1 塔设备的工业要求塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流

14、体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.4.22.4.2 工艺流程如下工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）2.4.3 流程的说明流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面

15、停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 103.5 度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终

16、，完成苯与甲苯的分离。 本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。三、精馏塔设计三、精馏塔设计 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定 3.1.13.1.1 苯与甲苯的基础数据苯与甲苯的基础数据 表 3-1 相平衡数据温度/80.1859095100105110.6P PO OA A /Kpa/Kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0P PO OB B /Kpa/Kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.412

17、0.2580.1300y1.000.8970.7730.6330.4610.2690 表 3-2 苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/Pa苯C6H678.1180.1288.56833.4甲苯C6H5-CH392.13110.6318.574107.7 表 3-3 Antoine 常数值组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业表 3-4 苯与甲苯的液相密度温度/8090100110120)/(3,mkgL 苯810800.2792.5780.3768.9)/(3,mkgL 甲

18、苯815803.9790.3780.3770.9 表 3-5 液体的表面张力温度/8090100110120）（苯mmN /21.2720.0618.8517.6616.49）（甲苯mmN /21.6920.5919.9418.4117.31 表 3-6 液体的黏度温度/8090100110120）苯（smpLa.,0.3080.2790.2550.2330.215）甲苯（smpLa.,0.3110.2860.2640.2540.228 表 3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯/(KJ/Kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(KJ/Kg)379.937

19、3.8367.6361.2354.6 3.1.23.1.2 温度的条件：温度的条件： 假定常压，作出苯甲苯混合液的 t-x-y 图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024 查 t-x-y 图可得，tD=80.6,tW=109.7,tF=103.5 精馏段平均温度 tm=（80.6*103.5）1/2=91.34 3.1.33.1.3 操作压力选定操作压力选定 最底操作压力：取回流罐物料的温度为 45，查手册得POA =29.33Kpa，POB =10.00Kpa.由泡点

20、方程 XD=(Pmin-POB)/(POA -POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔顶操作压力 P=1.5P0=1.5*101.33Kpa=152Kpa3.23.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算 3.2.13.2.1 摩尔分数摩尔分数由以上可知，摩尔分数为 xf=0.282，xD=0.992，xw=0.024 3.2.23.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量MF=xFMA+(1-xF)MB=0.28278.11+（1-0.282）92.13=88.18 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992 78.11+(

21、1-0.992) 92.13=78.22kg/kmol ，MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.33.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表质量物料恒算与负荷计算及其结果表精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业总物料衡算 D+W=4800 （1） 易挥发组分物料衡算 0.99D+0.02W=0.254800 （2）联立（1） 、 （2）解得：F=4800 kg/h=1.33 kg/s=3.456 万吨/年 ,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/sW=3661.9 k

22、g/h= 1.02kg/s= 2.637 万吨/年,W=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0.011kmol/sD=1138.1kg/h =0.32 kg/s =0.819 万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s 表 3-8 物料恒算表物料kg/hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sF48001.333.45654.430.015D1138.10.320.81914.510.004W3661.91.022.63739.920.0113.33.3 塔板数计算塔板数计算 3.3.1.3.3.1.理论塔板数理论塔板数 3.3.23

23、.3.2 做做 X-YX-Y 曲线曲线作出苯与甲苯的 X-Y 图如后面的附图所示，因 P=1.2P0 故可不对 X-Y 图进行修正 3.3.33.3.3 求求 R Rminmin依 Q 线斜率 K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(XF,XF)=(0.282,0.282),作出 Q 线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32） ，故 Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39, 3.3.43.3.4 求理论塔板数求理论塔板数取 R1=1.2Rmin=5.3，故 可求精馏段操作方程为： y=0.841x+0.157,提馏

24、段操作方程为：y=1.834x-0.02 ，用图解法求出理论塔板数 NT=18,进料板为第 10 层。同理得出 R2=1.5Rmin=6.595 时，精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118, 提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012NT=14,进料板为第 9 层R3=1.9Rmin=8.34 时,精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106, 提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010NT=13,进料板为第 8 层 3.3.53.3.5 求平均塔效率求平均塔效率 E ET T塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03分别算出 t=94.03下得相对

25、挥发度和 L L如下：=POA/POB =152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有 t - x -y 图查得该温度下 XA=0.45m=xA苯+（1-xA）甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278 .mpa s故 *m=0.69查塔效率关联曲线得 ET=0.53 3.3.63.3.6 求实际塔板数求实际塔板数精馏段实际塔板数 N精=9/0.53=16.98=17 ; 提馏段实际塔板数 N提=8/0.53=16全塔实际塔板数 N=18/0.53=34同理可得，R2和 R3得如下：R2=1.5Rmin=7.395精馏段实际塔板数 N精=15 ，提馏段实际塔板

26、数 N提=10 ，全塔实际塔板数N=26精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业R3=1.9Rmin=8.34 时,精馏段实际塔板数 N精=14 ，提馏段实际塔板数 N提=10 ，全塔实际塔板数N=253.43.4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算( (以精馏段以精馏段 R R1 1为例为例) ) 3.4.13.4.1 平均压力计算平均压力计算 取每层压降为，那么进料板的压力 P=152+0.7*10=159KPaaKpp7 . 0精馏段的平均压力位 Pm=(152+159)/2=155.5KPa同理其他回流比计算结果如下表： 表 3-9 压力表RR1R2R3进料板压力/KPa15915

27、8.3157.6精馏段平均压力/KPa155.5155.15154.8 3.4.23.4.2 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.992 查 t-x-y 图 得 x1=0.983塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol塔顶液相平均摩尔分子量 MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol 由 xF=0.282,查 t-x-y 图知:yF=0.491进料板气相平均摩尔分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.491*

28、78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol进料板液相平均摩尔分子量 MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol精馏段气相平均摩尔分子量Kg/Kmol74.812/ )25.8522.78(2/ )MM(VmFVmDVmM精馏段液相平均摩尔分子量 Kg/Kmol28.832/ )MM(LmFLmDLmM 3.4.33.4.3 平均密度计算平均密度计算 A.A.气相平均密度气相平均密度 =Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15)=4.01Kg/m3Vm同理计算出其他回

29、流比 R2和 R3的分别 为：4.00Kg/Kmol 和 4.00Kg/KmolVm B.B.液相的平均密度液相的平均密度：塔顶平均密度 由 tD =80.6,查手册得 A=814.4Kg/m3 ,B=809.5Kg/m3 LDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m3 进料板平均密度 tF=103.5 A=790.2Kg/m3 ，B=789.9Kg/m3 进料板液相的质量分率：aA=0.282*78.11/(0.282*78.11+0.718*92.13) =0.25 LFm =1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m3 精馏

30、段液相平均密度为 Lm=（LDm+LFm）/2=802.15 Kg/m3 3.4.43.4.4 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算由塔顶温度 t=80.6 时,查苯-甲苯表面张力于下表：表 3-10 塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力/mN m21.2022.10精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业塔顶表面张力：塔顶表面张力：m，顶=0.99221.20+(1-0.992)22.10=21.20mN/m由进料温度 t=103.5 时,查苯-甲苯表面张力于表 3-8表 3-11 进料苯-甲苯表面张力组分苯(A)甲苯(B)表面张力/mN m18.2019.60 进料板的

31、表面张力进料板的表面张力 ：m，进=0.28218.20+(1-0.282)19.60=19.20mN/m则精馏段平均表面张力为：则精馏段平均表面张力为：m，精=（m，顶+m，进）/2=20.20 mN/m3.3.2.53.3.2.5 液体的平均粘度液体的平均粘度由塔顶温度 t=80.6 时，查手册得 A=0.309mPa.S ,B=0.315mPas L 顶=0.9920.309+(1-0.992)0.315=0.309mPas由进料温度 t=103.5 时,查苯-甲苯粘度为：A=0.254mPa.S ,B=0.261mPas L 进 =0.2820.254+(1-0.282)0.261=0

32、.59mPas精馏段液相平均粘度 L(精) =（L 顶+L 进 ）/2=0.284 mPas3.53.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.13.5.1 负荷计算负荷计算 R1=5.3 3.5.1.13.5.1.1 摩尔计算：摩尔计算：L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/sL=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/sV=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmol/h=0.01

33、3kmol/s 3.5.1.23.5.1.2 同理得质量计算：同理得质量计算：L=6031.93kg/h=1.68kg/s , V=7170.03kg/h=1.99kg/sL=6991.93kg/h=1.94kg/s , V=3330.03kg/h=0.93kg/s 3.5.1.33.5.1.3 不同回流比的负荷结果不同回流比的负荷结果同理得出 R2=1.5Rmin=6.585 和 R3=1.9Rmin=8.34 得负荷计算，三个回流比计算结果如下表：表 3-12 摩尔负荷LVLVRkmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/skmol/hkmol/sR176.900

34、.02191.410.02587.790.02447.890.013R2107.300.030121.730.034118.190.03374.490.021R3121.010.034135.430.038131.900.03791.890.0286 表 3-13 质量负荷LVLVRkg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/skg/hkg/sR16031.931.687170.031.996991.931.943330.030.93R28416.252.349554.352.659376.252.605714.351.59R39491.752.6410629.852.9510292.422

35、.866789.851.89 3.5.1.43.5.1.4 VsVs 和和 LsLs 计算计算 以 R1=5.3 为例精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业Vs=V*MVm/(3600*)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/sVmLs=V*MLm/(3600*)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/sLm同理得 R2 和 R3,总的结果如下表表 3-13 Vs 和 Ls 值表RVs/(m3/s)Ls/(m3/s)R10.5180.0022R20.6910.0031R30.7690.0034 3.5.23.5.2 塔径的计算塔径

36、的计算 以 R1=5.3 为例查塔间距与塔径关系表，初选 HT=0.45m ,取板上液层高度 hL=0.07m 那么 HT-hL=0.38m0600. 0)3600*518. 0/(3600*0022. 0*)01. 4/15.802(/)/(2/12/1hhVLVL查史密斯关联图得，C20=0.0825，0827. 0)20/2 .20(*0825. 0)20/(2 . 02 . 020LCCsmCuVVL/167. 1)01. 4/ )01. 415.802(0827. 0)/ )(2/12/1max取安全系数为 0.8，那么 u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s塔径

37、D 为：muVsD841. 0)934. 014. 3518. 0*4()/4(按标准圆整后取 D=1.0m 塔截面积222785. 04/1*14. 34/mDAT实际空塔气速：smAVsuT/660. 0785. 0/518. 0/同样计算出 R2 和 R3，其总结果如下表表 3-14 塔径及其有关数据表RC20Cumax/(m/s)u/(m/s)D(/m)圆整后D(/m)AT(/m2)实际 u/(m/s)R10.08250.08271.1670.9340.8381.00.7850.660R20.08020.08041.1360.9090.9841.21.1300.612R30.08040

38、.08061.1390.9111.041.21.1300.681 3.5.33.5.3 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 以 R1=5.3 为例 除人孔板层后精馏段有效高度：Z精=（N精-2）*HT=15*0.45=6.75m精馏段有效高度：Z提=（N提-2）*HT=14*0.45=6.3m在进料板、塔顶、第九层、第 27 层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为 0.8m.故精馏塔的有效高度为 Z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m同理计算出其他回流比及总结果如下表：表 3-15 塔有效高度及人孔表RZ精/mZ提/m人孔数塔有效高度 Z/mR16.756.3515.05R25.85

39、3.6511.85R35.44.05411.05 3.5.43.5.4 塔顶、塔底空间塔顶、塔底空间 3.5.4.13.5.4.1 塔顶空间塔顶空间 H HD D 取塔顶 HD=2.0HT=2*0.45=0.9 m精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 3.5.4.23.5.4.2 塔底空间塔底空间 H HB B假定塔底空间依储存液量停留 5 分钟，那么塔底液高h=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84 m 取塔底液面距最下面一层板留 1.16 米，故塔底空间 HB=0.84+1.16=2m可见，三个回流比的 HB都可取 2 米。 3.5.53.5.

40、5 塔壁厚计算塔壁厚计算取每年腐蚀 1.5mm，因限制用年数为 10 年， 那么壁厚mmmm23)10*5 . 18(min故按标准，取壁厚 25mm同理可得出其他回流比的值，总结果如下表：表 3-16 塔顶、塔底和壁厚表R塔顶空间 HD/m塔底液高 h/m塔底空间 HB/m塔体壁厚/mmR10.90.42225R20.90.59225R30.90.45225 3.6.F13.6.F1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 以 R1=5.3 为例 3.6.13.6.1 溢流装置溢流装置 选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 3.6.1.1.3.6.1.1.堰长堰长 l lw w:取堰长 l

41、w=0.66D=0.66m 3.6.1.2.3.6.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: :hw=hL-how , ，近似取232.84()1000howwLhElE=1，Lh=Ls*3600=0.0022*3600=7.92m3/s故 how=0.015m 则 hw=hL-how =0.07-0.015=0.065m 3.6.1.33.6.1.3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 W Wd d和面积和面积 A Af f：由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124故Af=0.0721*0.785=0.0566m2 ,Wd=

42、0.124*1=0.124m验算液体在降液管中的停留时间： sLHAhTf58.11)0022. 0*3600/(45. 0*0566. 0*3600/*3600s5 故降液管尺寸可用。 3.6.1.43.6.1.4 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙处液体流速取 uo=0.13m/s00swLhl u 则 ho=0.0022/(0.66*0.13) =0.0256m 合理wohh同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：表 3-17 溢流装置参数表R堰上液层高度h0/m堰长 lw/m出口堰高hw/m降液管宽度 Wd/m降液管的面积 Af/m2停留时间/S底隙高度ho/mR10.0150

43、660.0550.1240.056611.580.026精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业R20.0170.7920.0530.1450.081511.830.030R30.0180.7920.0520.1450.081510.790.033 3.6.23.6.2 塔板布置及浮阀数目与排列塔板布置及浮阀数目与排列选用 F1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm取阀孔动能因子 F0=10 ，孔速smFuV/99. 401. 4/10/00每一层塔板上的浮阀数 N：87)99. 4*039. 0*4/14. 3/(518. 0)*4/(2020udVNs取边缘区域宽

44、度 Wc=0.06m Ws=0.10m塔板上的鼓泡面积2222arcsin180axAx RxRRR=D/2-Wc=0.5-0.06=0.44m x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m把数据代入得 Aa=0.4516浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距mmtNAat2 .69)075. 0*87/(4516. 0)*/(考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 69.2mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m ，按 t=75mm，

45、t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数 76个.按 N=76 重新核算孔速及阀孔动能因数。smNVsu/71. 5)76039. 0414. 3/(518. 0)039. 04/(220阀孔动能因数 F0 变化不大，43.1101. 4*71. 501. 400 uF仍在 912 范围内。 塔板开孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56%同理，得出其他回流比总结果如下表：表 3-18 塔板参数表Ru0/(m/s)初算浮阀数 NAa/m2R/mX/m初算t/mm最后t/mm最后确定N最后u0/m/sF0开孔率/%R14.99870.45160.440.27669.265

46、765.7111.4311.56R251150.70710.540.35582651184.909.8012.49R351280.70710.540.35573651185.4610.9212.47 3.6.33.6.3 塔板流体力学验算塔板流体力学验算 3.6.3.13.6.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降气相通过浮阀塔板的压强降：pCIHhhhA.干板阻力干板阻力: : 因为 uouocsmuVc/91. 401. 4/1 .73/1 .73825. 1825. 10液柱mguhLVC044. 0)81. 9*15.802*2/(71. 5*01. 4*34. 5)*2/(*34. 522

47、0B.B.板上充气液层阻力板上充气液层阻力: :由液相为碳氢化合物，可取充气系数0=0.5 hI=0hL =0.5*0.07=0.035m 液柱C.C.液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可以忽略不计。h精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.044+0.035=0.079m 液柱.则单板压降700Pa 故设计合理。PaghLp66.62181. 9*15.802*079. 0同理算出其他回流比 R2 、R3的 hp为 0.068m 和 0.076m，同样也设计合理。 3.6.3.23.6.3.2 淹塔淹

48、塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd(HT+hw) 其中 Hd=hp+hL+hdA.依前面可知，hp=0.069 m 液柱B.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故，mhlLhowsd00251. 0)026. 066. 00022. 0(153. 0)/(153. 022同理得出其他回流比 R2和 R3的 hd分别为：0.0026 和 0.00259.C.板上液层高度，前已选定 hL=0.07m 则 Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m取 =0.5 又已选定 HT=0.45m，hw=0.055m，则 (HT+hw)=0.5（0.45+0.055

49、）=0.2525m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求.同理得出其他回流比 R2和 R3的 Hd分别为：0.141m 和 0.149m. 3.6.3.33.6.3.3 雾沫夹带雾沫夹带泛点率-a 式001.36100vmssLLmvmFbVL ZKC A精精精板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.128泛点率=-b 试%3 .45%100)6718. 0128. 01/()752. 00022. 036. 101

50、. 415.80201. 4518. 0(泛点率=精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业%8 .46)785. 0128. 0178. 0(01. 415.80201. 4512. 0%100)78. 0(518. 0TFVLVAKC依俩式算出泛点率均在 80以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg 液/kg 气的要求同理算出其他回流比的总结果如下表：表 3-19 泛点率有关数据表RZL/mAb/m2a 式泛点率/%B 式泛点率/%R10.7520.671845.346.8R20.910.96742.943.4R30.910.96747.448.3 3.6.43.6.4 塔板的负荷性能

51、图塔板的负荷性能图 以 R1为例. 3.6.4.13.6.4.1 雾沫夹带线雾沫夹带线依据泛点率,001.36100vmssLLmvmFbVL ZKC A精精精按泛点率=80%，代人数据化简整理得：Vs=-14.43Ls+0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中 VsLs图所示。同理算出其他回流比 R2和 R3的雾沫夹带线分别如下：Vs=-17.48Ls+1.75 和 Vs=-17.48Ls+1.75 3.6.4.23.6.4.2 液泛线液泛线依前可知 hp=hc+hI+h Hd=hp+hL+hd Hd(HT+hw)得：(HT+hw)= 由此式确定液泛线，忽略 h项。pLdcILdhhhhhhh

52、h即：3/20202)3600(100084. 2)1 ()(153. 034. 5)(0wswwsLVwTlLEhhlLguhH因 HT,hw、ho、lw、，把有关数据代人NdVusLV4/2000均为定值，且及、整理得液泛线： 017. 032. 159.519165. 03/222SLLVSS任意取四点坐标如下：（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397）在 Vs-Ls 图中作出液泛线（2） ，同理得出其他回流比 R2和 R3得液泛线如下：精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业和0175. 017. 102.2710

53、68. 03/222SSSLLV0173. 017. 198.223068. 03/222SSSLLV 3.6.4.33.6.4.3 液体负荷上限线液体负荷上限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，液体在降液管内停留时间.=35S ，则3600fThA HLsmHALsTf/0051. 05/45. 00566. 05/)(3max液相负荷上限线（3）在 VSLS 图中为与气相流量 无关的垂线。同理得出其他回流比 R2和 R3得液体负荷上限线如下：和smLS/0073. 0)(3maxsmLS/0073. 0)(3max 3.6.4.43.6.4.4 漏夜线漏夜线对于 F1

54、 型重阀，依据 计算，则005VFuVu/50又知020min4/NudVS则smNdVVS/227. 001. 4576039. 0414. 3543220min作气相负荷下限线（4）同理得出其他回流比 R2和 R3得漏夜线如下：和smVS/352. 03minsmVS/352. 03min 3.6.4.53.6.4.5 液相负荷下限线液相负荷下限线取堰上液层上高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件，即=0.006m232.84()1000howwLhEl从而计算出下限值，取 E=1.02则，smlLWS/00056. 0360066. 0)184. 21000006. 0(360

55、0)184. 21000006. 0(32/32/3min依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。同理得出其他回流比 R2和 R3漏夜线如下： 和smLS/00068. 03minsmLS/00068. 03min 3.7.3.7.操作弹性计算操作弹性计算依附图中的 R1 Vs-Ls 图可知，由 ，得smLS/0051. 03maxsmVS/843. 03max因 故 操作弹性=VSmax/VSmin=0.843/0.227=3.71smVS/227. 03min同理得出其他回流比 R2和 R3操作弹性分别如下：3.72 和 3.73四四. .热平衡确定热换器热平衡确定热换器

56、 4.1.4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器 以 R1=5.3 为例 4.1.14.1.1 热负荷热负荷 Q Qc c 以 1 秒钟计算查手册对应的温度得:kgkJIkgkJkgKcalIVLD/1067. 5/5 .135,/115/5 .272千克千卡塔顶KgKJKgKcalIL/4 .167/40塔顶从气相变为液相，温度不变。精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业skJIIDRQLVC/1081. 0)4 .167567(32. 03 . 6)() 1(31塔底塔顶从液相变为液相的，温度变化。skJIIDRQLDLC/1012. 0)1154 .167(32. 03 . 6)() 1(32

57、塔顶故总的负荷SKJQQQCCC/93021同理得出其他回流比 R2和 R3的 QC如下：表 4-1 热负荷表RQC1/KJ/SQC2/KJ/SQC/KJ/SR1810120930R21073.5140.81214.3R31194.3156.61350.9 4.1.24.1.2 传热面积传热面积 A A 4.1.2.14.1.2.1 求平均温度求平均温度mt 依以上可知 T塔顶（80.6） TD(45) t2(45) t1(25) 35.4 20t故mt0 .2720/4 .35ln204 .35/ln1212tttt 4.1.2.24.1.2.2 K K 值选定值选定 因属于液汽传热，故可取

58、 K=1000w/m2. 4.1.2.34.1.2.3 传热面积传热面积 A A 265 .340 .2710001093. 0mtKQAmC同理得出其他回流比 R2和 R3的传热面积 A 分别如下： A=45.0m2和50.0m2 4.1.34.1.3 清水的用量计算清水的用量计算依 查手册 t=35.0时水的比热 Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kgCpQtmc水,故把数据代人求得 m=11.15kg20t故一年的用水量年万吨总/9 .2872003600 mm同理得出其他回流比 R2和 R3的 m总分别如下：表 4-2 循环水的用量表Rm/kg/s m总/万吨/年R111

59、.1528.9R214.5537.71精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业R316.1941.96 4.1.44.1.4 换热器选用换热器选用选用 U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数 n=28,热换面积A=39.7m2,换热管长 L=3m,选用俩台交替使用。同理可得其他回流比 R2和 R3分别为：选用 U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管数 n=56,热换面积A=23.8m2,换热管长 L=3m,选用俩台并联使用，再准备俩台备用。选用 U 型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数 n=56,热换面积A=25

60、.7m2,换热管长 L=3m,选用俩台交替使用,再准备俩台备用。 4.2.4.2.塔底再沸器塔底再沸器 4.2.14.2.1 热负荷热负荷 Q QB B 以 1 秒质量来算 查手册对应的温度并依下式计算得:LWLDCFBIWDIQIFQ 2 . 0LVFVIIIIqKgKJIKgKJIKgKJILDLWF/115,/50.579,/22.490从前面可知 F、W、D 和 Qc 的值，并分别把它们的值代人上式可得：QB=905.90KJ/S,同理得出其他回流比 R2和 R3的 QB分别如下：QB=1190.20KJ/S，QB=1326.80KJ/S 4.2.24.2.2 传热面积传热面积 A A