年生产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计书
年产8万吨丙烯的生产工艺设计 (精馏工段)设计
年产8万吨丙烯的生产工艺设计（精馏工段）设计长江大学工程技术学院毕业设计(论文)年产8万吨丙烯的生产工艺设计题目名称（精馏工段）题目类型毕业设计系部化学工程系专业班级化工60学生姓名指导教师辅导教师时间2011.11.20至2012.06.20目录毕业论文(设计)任务书 (Ⅰ)开题报告 (Ⅱ)指导教师审查意见 (Ⅲ)评阅教师评语 (Ⅳ)答辩会议记录 (Ⅴ)中文摘要 (Ⅵ)英文摘要 (Ⅶ)1 前言 (1)2 选题背景 (2)2.1 课题的来源、目的和意义 (2)2.2 国内外现状、发展趋势及存在的主要问题 (2)2.3 研究的指导思想与技术路线 (5)3 方案论证 (7)3.1 低压热泵工艺流程 (7)3.2 高压丙烯精馏流程 (7)4 过程论述 (9)4.1 基本原理 (9)4.2 丙烯的性质 (9)4.3 工艺流程 (11)4.4 精馏工段工艺计算 (11)5 结果分析 (44)6 结论或总结 (45)参考文献 (45)致谢 (47)长江大学工程技术学院毕业设计(论文)任务书系化学工程系专业化学工程与工艺班级学生姓名指导教师/职称/1.毕业论文(设计)题目：年产8万吨丙烯的生产工艺设计（精馏工段）2.毕业论文(设计)起止时间：20 年11月20日～20 年6月20 日3.毕业论文(设计)所需资料及原始数据（指导教师选定部分）主要书目：1. 石油化学工业丛书·烯烃工学；2. 石油炼制工程；3. 有机化工工艺学等。
主要期刊：1. 石油炼制技术；2. 石油炼制工程等。
原始数据：原材料、中间产品、成品物性数据及企业生产的相关数据。
4．毕业论文(设计)应完成的主要内容（1）了解石油催化裂化进展和技术装备的最新动态（2）掌握气体分馏技术的共同特点和流程（3）设计出合理的精馏工艺流程（4）作出全面的物料平衡和热量平衡（5）完成丙烯精馏塔和再沸器的工艺结构计算（6）绘制四张工程图纸（带控制点的工艺流程图、设备平面布置图、精馏塔和再沸器工艺结构装配图）（7）对本设计的评述和体会（8）外文翻译一篇5．毕业论文(设计)的目标及具体要求（1）11.20~3.26 收集资料，完成开题报告并提交指导老师审阅。
浮阀塔的设计示例
浮阀塔的设计示例浮阀塔是一种常见的化工设备，用于气体和液体之间的质量传递，尤其是在蒸馏和萃取过程中。
下面是一个浮阀塔的设计示例，重点介绍了它的结构和操作原理。
1.设计目标：本浮阀塔的设计目标是实现高效的质量传递，提高分离效果和产品纯度。
同时，保证设备的安全和可靠性，减少设备的能耗和维护成本。
2.结构设计：该浮阀塔采用垂直立式结构，内部分为多个塔板，每个塔板上安装有浮阀。
塔板之间通过气体和液体的穿孔连接。
在塔顶设置有进料口和出料口，而在塔底则设置有底流液收集器。
此外，还设计了塔壳和塔盖，用于保证设备的结构完整性。
3.操作原理：浮阀塔的操作原理基于浮阀的作用。
浮阀由一个密封球和一个杆连接组成。
当从塔底喷射的气体或液体经过塔板时，浮阀的球会被上升的气体或液体推起，从而打开通道，使气体或液体通过浮阀孔进入上方的塔板。
当上方的塔板上积聚足够的液体时，浮阀球会被液体推下，关闭通道，使液体停留在上方的塔板上。
通过不断重复这个过程，气体和液体之间的质量传递就得以实现。
4.浮阀的设计：浮阀的设计关键是选择合适的密封球和杆的材料，并确定其尺寸和重量。
一般来说，密封球和杆的材料要具有耐腐蚀和耐高温的特性，以满足不同工艺的要求。
此外，密封球的尺寸和重量需要根据气体和液体的流速和密度来确定，以保证浮阀的正常运行。
5.设备的操作与维护：为了确保浮阀塔的高效运行，需要进行定期的检查和维护工作。
首先，要检查浮阀是否正常工作，如有必要，需要更换损坏的浮阀。
其次，要及时清理塔板上的沉积物，以保证通道的畅通。
此外，还需要定期检查塔壳和塔盖的密封性，以防止气体或液体的泄漏。
6.设备的优化改进：针对该浮阀塔的优化改进措施主要包括以下几个方面：一是改善塔板的结构，增加塔板的布置密度，减小气液间的传质距离，从而提高质量传递效果。
二是采用节能技术，如加热和冷凝剂回收，减少能耗和环境污染。
三是引入自动控制系统，实现设备的自动化运行和监控，提高生产效率和安全性。
丙烯精馏塔工艺设计
丙烯精馏塔工艺设计
首先，需要确定丙烯的纯度要求。
根据产品的不同要求，丙烯的纯度
可以在90%至99%之间。
纯度的提高会增加设备的复杂性和操作难度，需
要更加严密的工艺控制。
其次，需要确定进料温度和压力。
丙烯的开启温度在20-30°C之间，进料温度一般选取在此范围内，同时考虑到设备的工作压力，一般选择在0.5-1.5MPa之间。
在塔体内部，需要设计丙烯精馏塔的塔盘结构和填料形式。
一般来说，可以采用板式塔盘或填料塔盘的形式。
塔盘的选择要考虑到其分离效果、
压降和清洗难易程度等因素。
在操作方面，需要合理安排丙烯的进料、回流和副产品的排出。
通常
情况下，可以将丙烯精馏塔分为顶底两部分，顶部为蒸汽区，底部为液相区。
通过调节进料位置和回流比例，可以控制顶部的蒸汽流量和液位，从
而实现对丙烯纯度的控制。
此外，还需要考虑设备的安全性和可靠性。
在设计中要充分考虑到操
作的安全性，选择适用的材料和防腐措施，确保设备的正常运行。
最后，需要进行工艺参数和操作条件的优化。
通过模拟和实验手段，
确定最佳的进料流量、回流比例、操作压力和温度等参数，以实现最佳的
分离效果和经济效益。
总之，丙烯精馏塔的工艺设计需要充分考虑到丙烯的物化性质、产品
要求和设备安全性等因素，通过合理的设计和优化，实现最佳的分离效果
和经济效益。
化工原理课程设计丙烯—丙烷精馏装置设计(浮阀)
大连理工大学化工原理课程设计丙烯---丙烷精馏装置设计学生：班级：学号：指导老师：前言本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。
鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正感谢老师的指导和参阅！目录第一章概述 (3)第二章方案流程简介 (5)第三章精馏过程系统分析 (7)第四章再沸器的设计 (21)第五章辅助设备的设计 (30)第六章管路设计 (37)第七章控制方案 (40)设计心得及总结 (41)附录一主要符号说明 (42)附录二参考文献 (45)第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。
1．精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。
本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。
当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。
缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。
所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。
2．再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
丙烯—丙烷板式精馏塔设计
丙烯—丙烷板式精馏塔设计丙烯-丙烷分离是石油炼制过程中的重要操作之一、丙烯-丙烷板式精馏塔是进行该分离的常见设备之一、本文将介绍丙烯-丙烷板式精馏塔的设计。
一、塔内结构设计1.塔径和塔高：根据丙烯-丙烷的物理性质和进出料的要求，决定塔径和塔高。
一般来说，塔径选择在0.5到2.5米范围内，塔高选择在20到30米范围内。
2.装塔板设计：为了提高分离效率，常采用板式结构。
根据工艺要求和流体性质，确定装塔板的类型、布置和数量。
常用的板式结构有筛板和壳程板。
筛板形状为圆形孔，使得流体分布更均匀；壳程板则是在板上装置隔流器，使流体分配均匀。
塔板的数量根据物料组分和分离要求确定。
3.塔壳设计：塔壳一般采用圆筒形结构，确保塔内压力稳定。
根据设计要求和工艺条件，确定壳体材料和厚度。
二、热量平衡设计1.进料和出料的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，计算出料的焓值，从而得到进出料之间的热量差。
2.塔板的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，在塔板上进行热量平衡计算，以确定塔板上液体和气体的温度和流量。
3.塔壳的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，在塔壳内进行热量平衡计算，以确定塔壳内的温度和流量。
三、物料平衡设计1.塔板的物料平衡计算：根据塔板上液体和气体的温度和流量，计算塔板上液体和气体的物料平衡，以确定各组分的质量分数。
2.塔壳的物料平衡计算：根据塔壳内的温度和流量，计算塔壳内的物料平衡，以确定各组分的质量分数。
四、压力平衡设计1.压力损失计算：根据装塔板和塔壳的结构参数，计算出塔板和塔壳内的压力损失，以确定塔板和塔壳的工作压力。
2.压力平衡设计：根据丙烯-丙烷的物理性质和工艺要求，确定塔板和塔壳的工作压力，从而确保各部分之间的流体压力平衡。
五、其他设计考虑因素1.材料的选择：根据工艺要求和流体性质，选择适当的材料，以确保设备的耐腐蚀性和机械性能。
2.设备的安全性和可靠性：考虑设备的安全性和可靠性，采取必要的安全措施，如设置安全阀、温度传感器等。
年产25000吨工业乙醇浮阀精馏塔设计课程设计
1 概述与设计方案简介本设计任务为分离乙醇和水的混合物。
对二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。
本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上身蒸汽采用全凝器冷凝，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罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。
塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2 工艺计算2.1 Rmin的确定乙醇-水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线之前，操作线已与平衡线相切，如图1所示。
为此恒浓区出现在切点附近。
此时Rmin可有点（xD,xD）向平衡线做切线的斜率求得。
图1最小回流比下操作线由图1可见，该切线的斜率为Rmin Rmin+1=85.98-29.2585.98-3.86求得Rmin=2.2337。
所以，R=1.6 Rmin=3.574。
由于物料采用泡点进料，q=1，则qn,V’=qn,V =qn,V0 =(R+1)qn,D =4.574 qn,DQn,L’ =qn,L +qn,F2.2 物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数如下：乙醇的摩尔质量MA =46kg/kmol，水的摩尔质量MB =18kg/kmol，则xF =(0.25/46)/(0.25/46+0.75/18)=0.1154xD =0.94/460.9446+0.06/18=0.8598qn,D =25000×10008000×[0.8598×46+(1-0.8598)×18]=74.273kmol/h 由设计要求乙醇回收率为99%，故99%=qn,D×xDqn,F×xF得qn,F=qn,D×xD99%=558.97kmol/h又qn,V= (R+1)qn,D =4.574×74.273=339.724kmol/h由全塔物料衡算qn,F+qn,V=qn,D + qn,W故qn,W= qn,F+qn,V-qn,D=558.97+339.72-74.27=824.42 kmol/hqn,F×Xf + qn,V0×y0= q n,D×xD+qn,W×Xw得xw =558.97×0.1154-74.27×0.8598824.42=0.000792.3塔板数的确定2.3.1负荷qn,L =R qn,D =3.574×74.27=265.44 kmol/hqn,L’ =qn,L +qn,F =265.44+558.97=824.41 kmol/hqn,V= qn,V0=339.72 kmol/h2.3.2回收率由设计要求，塔顶乙醇的回收率为99%，塔底水的回收率为H=(qn,W (1-xW)- qn,V0)/(qn,F(1-xF))=824.42×1-0.00079-339.72558.97×(1-0.1154)=98.03%2.3.3操作线方程精馏段操作线:Y=RR+1x+1R+1xD ,即y=3.5743.574+1x+13.574+1×0.8598=0.7814x+0.188提馏段操作线：Y’=WV0X'-WV0XW=824.42339.72X'-824.42339.72×0.00079=2.4268X'-0.00192.3.4 用图解法求理论板数（见附图）总理论板数NT =25（不包括再沸器）进料板位置NF =22精馏段理论板数N精 =21提馏段理论板数N提 =42.3.5 实际板层数的初步求取设ET =54%，则精馏段实际板数N精 =21/54%=39提馏段实际板数N提 =4/54%=7NP =N精+N提=462.3.6 塔板总效率估算2.3.6.1 操作压力计算塔顶操作压力PD =101.325 kPa每层塔板压降△P=0.7 kPa塔底操作压力PW =PD +△P×46=133.525 kPa2.3.6.2 操作温度的计算乙醇和水的饱和蒸汽压均用安妥因方程计算，并通过试差法计算。
化工原理丙烯浮阀塔顶课案
过程工艺与设备课程设计任务书―――丙烯---丙烷精馏装置设计学生姓名：杨筱恬班级：化工0810班学号：200844360指导老师：吴雪梅、潘艳秋完成时间：2011/7/3前言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。
本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。
在设计过程中，得到了潘艳秋老师和吴雪梅老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，避免了不少错误。
鉴于本学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正感谢老师的指导和参阅！目录第一章概述 (7)1.1精馏塔 (7)1.2精馏塔型选择 (7)1.3板式塔板型选择 (9)1.4 R的选择 (10)1.5压力的选择 (10)1.6再沸器的选择 (10)1.7 冷却剂和冷凝器的选择（设计从略） (11)第二章方案流程简介 (12)2.1精馏装置流程 (12)2.2工艺流程 (12)2.3设备选用 (13)2.4处理能力及产品质量 (13)第三章精馏过程系统设计 (15)3.1设计条件 (15)3.1.1工艺条件 (15)3.1.2操作条件 (15)3.2塔顶、塔底温度与压力的确定 (15)3.2.1塔顶温度与压力的计算 (15)3.2.2.塔底温度与压力的计算 (16)3.3板数的核算、物料衡算及热量衡算 (16)3.3.1单位换算 (16)3.3.2回流比的计算 (17)3.3.3全塔物料衡算 (17)3.4精馏段气液负荷计算 (20)3.4.1塔顶混合物物性数据 (21)3.4.2精馏段气液负荷计算 (21)3.5塔高和塔径的计算........................................................................... 错误！未定义书签。
(完整word版)化工机械设备课程设计浮阀塔的设计
摘要 (3)1 前言 (3)1。
1 研究的现状及意义 (3)1.2 设计条件及依据 (10)1。
3 设备结构形式概述 (12)2 设计参数及其要求 (15)2.1 设计参数 (15)2。
2设计条件 (16)2.3设计简图 (17)3 材料选择 (18)3。
1 概论 (18)3。
2塔体材料选择 (18)3。
3裙座材料的选择 (18)4 塔体结构设计及计算 (19)4。
1塔体和封头厚度计算 (19)4.1。
1 塔体厚度的计算 (19)4.1。
2封头厚度计算 (20)4。
2塔设备质量载荷计算 (20)4。
3风载荷与风弯矩的计算 (24)4。
4地震弯矩的计算 (28)4.4。
1地震弯矩的计算 (28)4.4。
2偏心弯矩的计算 (30)4。
5各种载荷引起的轴向应力 (30)14.6塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核 (32)4。
6.1塔体的最大组合轴向拉应力校核 (32)4。
6。
2。
塔体和裙座的稳定校核 (33)4.7塔体水压试验和吊装时的应力校核 (36)4。
7.1水压试验时各种载荷引起的应力 (36)4。
7.2水压试验时应力校核 (37)4。
8基础环的设计 (38)4.8.1 基础环尺寸 (38)4。
8。
2基础环的应力校核 (38)4。
8.3基础环的厚度 (39)4.9地脚螺栓计算 (40)4.9.1地脚螺栓承受的最大拉应力 (40)4.9。
2地脚螺栓的螺纹小径 (41)符号说明 (42)小结 (46)参考文献................................................................................................................... 错误!未定义书签。
谢辞........................................................................................................................... 错误!未定义书签。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
年产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计方案第一部分工艺计算设计方案本设计任务为分离丙烯混合物，在常压操作的连续精馏塔分离丙-丙烯混合液：已知塔底的生产能力为丙烯3.6万吨/年，进料组成为0.50（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.98，塔底釜液的组成为0.02。
对于二元混合物分离采用连续精馏流程，设计中进料为冷夜进料，将原料液通过泵送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。
塔釜采用间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。
1.1原始数据年产量：2.9万吨丙烯料液初温：25~35℃料液浓度： 50%（丙质量分率）塔底产品浓度： 98%（丙烯质量分率）塔顶苯质量分率不低于 97%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：4 kpa（表压）冷却水温度：30℃饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)设备型式：浮阀塔=45㎏/㎡，地质：地震烈度7级，土质为Ⅱ类场地土，气厂址：地区（基本风压：q温：-20~40℃）1.2选取塔基本参数40.0=苯F x 60.0x F =甲苯 98.0y D =苯 02.0y F =甲苯03.0x W =苯 97.0x W =甲苯1.3确定最小回流比1.3.1 汽液平衡关系及平衡数据表1-1 常压下苯—甲苯的汽液平衡组成1.3.2 求回流比（1）M 苯=78.11 kg/mol, M 甲苯=92.13kg/mol苯摩尔分率：XF=(50/78.11)/(50/78.11+50/92.13)=0.5412XD=（97/78.11）/（97/78.11+3/92.13）=0.9744XW=(2/78.11)/(2/78.11+98/92.13)=0.0235表1-1 常压下丙烯的汽液平衡组成进料、塔顶和塔底产品平均相对分子质量：MF =M 丙*XF+M 丙烯*（1-XF ）=78.11×0.5412+92.13×（1-0.5412）=84.42kg/kmol MD =M 丙*XD+M 丙烯*（1-XD ）=78.11×0.9744+92.13*（1-0.9744）=78.35 kg/kmol MW =M 丙*XW+M 丙烯*（1-XW ）=78.11×0.0235+92.13×（1-0.0235）=91.67 kg/kmol (2)根据汽液平衡组成表（表1-1），利用插法求塔顶温度tD,塔釜温度tW,进料 温度tF 。
a. 塔顶温度 D t :80.1- 1001.80t 1.0-0.258 1.0-0.9744D -=+求得： D t =80.79℃ b. 塔釜温度 W t :110.6- 1006.110t 0-0.2580-0.0253W -=求得: W t =109.63℃ c. 进料液温度 F t :100901000.258-0.7770.258-0.5412--=F t求得： 54.94=F t ℃ (3)回流比的确定a 、已知泡点进料q = 1 且求得54.94=F t ℃在此温度下，利用表1-1 插法计算丙和丙烯的饱和蒸汽压,0.403.740.4033.1012.17933.1011.801001.8054.94--=--=--oA o A p po A p =157.80kPa oB p =64.89kPab 、求相对挥发度F ∂=o A p /o A p =157.80 /64.89=2.43c 、求min Rmin R =()⎥⎦⎤⎢⎣⎡--∂-⨯-∂F D F F D F X X X X 1111=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯-⨯-5412.01)9744.01(43.20.54127449.0143.21 =1.16d 、R = 1.2 Rmin = 1.2 ×1.16= 1.391.4物料衡算已知：D =h kg /3.618498.025330108.47=⨯⨯⨯ mol kg M /35.78D = h kmol M D D/93.78'D ==根据物料恒算方程： F=D+W F=D+50.60W D F X W X D X F ⨯+⨯=⨯0.02350352.07449.00.5412⨯+⨯=⨯D F 求得： F=111.07kmol/h D=60.47kmol/h 根据基础数据求 V 、V’、 L 、L’h kmol D R L /84.0560.4739.1=⨯=⨯=h kmol F q L L /195.12111.07184.05'=⨯+=⨯+= 由于q=1，所以精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等：V ' =V=（R+1）D=（1.39+1）×60.47=144.52kmol/h表1-2 精馏塔物料恒算表1.5 热量衡算（1）热量恒算的物流示意图图1-1 热量横算物流示意图 （2） 加热介质和冷却剂的选择 a 、加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂， 由于饱和水蒸气冷凝时的热传递膜系数很高，可通过改变蒸汽压力，准确控制加热温 度；而燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到100-1000℃，适用于高温加热，缺点是烟 道气比热膜系数很低，加热温度控制困难。
本设计选用300KPa ，113℃的饱和水蒸气做加热介质。
水蒸气不易腐蚀加热管， 且成本相对较低，塔结构也不复杂。
b 、冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气因地，应因地制宜加以选用，受当地的气温限制，冷却 水一般为10 ~ 25℃，如需冷却到很低温度，则需采用低温介质，如冷却盐水，氟里昂 等。
本设计取夏季平均气温25 ~ 35℃。
（3）理想气体定压比热容的计算根据公式: Cp °=A 32DT CT BT +++式中： Cp °—— 理想气体定压比热容 kj /(kmol ⨯ k) T —— 所取的温度 K表1-3 精馏塔物料恒算表D t 温度下：)1(21)(D P D p D p X C X C C -⨯+⨯==)744.01(73.2517449.050.561-⨯+⨯ =151.14kj /(kmol*k))1(21)(W P W P W P X C X C C -⨯+⨯=)2350.01(83.6212350.059.431-⨯+⨯= =183.05 kj /(kmol*k)温度下：F t)1(21)(F P F P F P X C X C C -⨯+⨯==)5412.01(78.0515412.054.651-⨯+⨯=165.39 kj /(kmol*k) (注：式中下标1 为苯，下标2 为苯)D t 温度下：r )(11211)1(r r DT CT B r T A ++-==0.3905305.56279.8015.273145346000⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-⨯=30763.26kJ/kmol=394.40kJ/kgr 2=)(2222)1(r r DT CT B r T A ++-温度下：W t=0.3774275.59156.8015.273149507000⎥⎦⎤⎢⎣⎡+-⨯=35094.81kJ/kg=381.47kJ/kg 平均值 )1(21D D X r X r r -⨯+⨯==)7449.01(47.3817449.040.394-⨯+⨯ =394.07kJ/kg塔顶 ）（甲苯苯D D X -1X ⨯+⨯=M M M D）7449.0-1（13.927449.011.78⨯+⨯= =78.36kg/kJ （4） 相关数据计算a 、塔顶以0℃为基准，80.56℃时，塔顶上升气体的焓值为Q V Q V =V H t C V V D D P ⨯∆+⨯⨯)(=63.7894.073144.5279.8051.141144.52⨯⨯+⨯⨯ =62273561.1kJ/h b 、回流液的焓 R Q D D P R t C L Q ⨯⨯=)(=84.0579.80151.14⨯⨯ =977458.6kJ/hc 、馏出液的D Q因为馏出液与回流口组成一样所以 151.14)(==D P P C C kj/(kmol*k)79.8051.14160.47)(⨯⨯=∆⨯⨯=t C D Q D P D =738375.0kJ/h d 、 冷凝器消耗C Qh kJ Q Q Q Q D R V C /4511522.538375.07977458.66227356.1=--=--=e 、进料口 F Qh kJ t C F Q F F P F /1736687.354.9465.39111.071)(=⨯⨯=⨯⨯= f 、塔底残液焓h kJ t C W Q W W P W /1015429.63.10983.05150.60)(=⨯⨯=⨯⨯= g. 再沸器（全塔围列衡算式） 设再沸器损失能量 B Q Q 1.0=损 D W C F B Q Q Q Q Q Q +++==损 F D W C B Q Q Q Q Q -++=9.045286391736687383757015429145115229.0=-++=B Q h kJ Q B /5031821=（5）热量衡算表表1-4 热量衡算表1.6 塔板数计算1.6.1 理论塔板数计算 用插法求塔顶，塔底饱和蒸汽压。
塔顶温度下=oA p 101.50kPa kPa p o B81.40= 49.281.401.5010==∂D塔底条件下 kPa p o A33.822= =oB p 98.73 kPa 37.28.73933.822==∂W 全塔平均挥发度34.273.249.2=⨯=∂⨯∂=∂W D∂⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-=lg /11lg min W WDD x x x x N34.2lg /2350.02350.019744.019744.0lg ⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-= =8.300962.0139.116.139.11min =+-=+-R R R查图45.01min=+-N N N N=15.9 (含塔釜)进料的相对挥发度43.2=∂F 塔顶与进料相对挥发度64.243.249.2=⨯=∂∂=∂F D∂⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-=lg /11lg min F FDD x x x x N 64.2lg /5412.05412.019744.019744.0lg ⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯-= =3.8645.02min=+-N N N N=8.65精馏段理论塔板9 块，理论总塔板15.9块1.6.2 实际塔板数计算54.94=F t ℃温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是0.268 和 0.288 )1(21F F LF x x -⨯+⨯=μμμ)5412.01(288.05412.0626.0-⨯+⨯= =0.276245.0)(49.0-=L T E αμ=245.0)627.034.2(49.0-⨯⨯=0.5429.4445.05.9145.0理===N N T 块 精馏段实际塔板17 块，总塔板30 块1.7 塔的气液负荷计算 1.7.1丙烯的密度和粘度（1）丙烯的密度 查表表 1-5 丙烯的密度表 1-6 苯、甲苯的液相粘度1.7.2相关的流量及物性参数(1)塔顶条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均分子量相同， 即：D M =78.36kg/kmol 气相密度：()3/480.279.8015.273314.863.783.105m kg RT PM D VD =+⨯⨯==ρ 液相密度：32211/09.94880830.010879.011m kg x x LD =+=+=ρρρ液相粘度：.s 430.0）0.9744-1（163.07449.0430.0)1(21mpa x x D D LD =⨯+⨯=-⨯+⨯=μμμ塔顶出料口质量流量：h kg V M V D D /1324.591144.5263.78=⨯=⨯= h kg L M L D D /6586.1684.0563.78=⨯=⨯= （2）塔底条件下的流量及物性参数气相平均相对分子量和液相平均相对分子量：即：66.91=W M气相密度：()3/30.363.10915.273314.876.913.105m kg RT PM W VW =+⨯⨯==ρ 液相密度：3/98.04779889.080020.01m kg LW =+=ρ液相粘度：)1(21W W LW x x -⨯+⨯=μμμmpa 492.0）0.0235-1（924.02350.0822.0=⨯+⨯=﹒s塔底残留液的质量流量：h kg V M V W W /13248.15144.5276.91''=⨯=⨯= h kg L M L W W /17886.65195.1276.91''=⨯=⨯=（3）进料条件下的流量及物性参数 气液平均平均分子量 kmol kg M F /4.428= 液相密度 3/799.07985.08005.01m kg LF =+=ρ气相密度： 3/069.2)54.9415.273(314.8 4.4683.105m kg RT PM F VF =+⨯⨯==ρ 液相粘度：.s 392.0)0.54121(492.05412.0302.0)1(21mpa x x F F LF =-⨯+⨯=-⨯+⨯=μμμ进料质量流量：由于q=1，所以精馏段上升蒸汽量等于提馏段上升蒸汽量，所以h kg V V F F /12200.38144.524.428'=⨯==h kg L M L F F /7095.5084.0584.42=⨯=⨯=h kg L M L F F /16472.03195.1284.42''=⨯=⨯= （4）精馏段的流量及物性参数33/04.4782799.0109.9482液相密度：/558.22069.2480.22气相密度：/1.398284.4263.782平均相对分子质量：m kg m kg kmolkg M M M LFLD L VFVD V FD =+=+==+=+==+=+=ρρρρρρsmpa LF LD ⋅=+=+=294.02280.0309.02μμμ液相黏度： 气相流量：hkg V V V FD /11762.49212200.3811324.592=+=+=液相流量： h kg L L L FD /6840.8327095.506596.162=+=+=（5）提馏段的流量及物性常数：33/798.522799.098.0472液相密度：/2.96952069.2303.32气相密度：/05.882 4.42876.912平均相对分子质量：m kg mkg kmolkg M M M LFLw L VFVw V FW =+=+==+=+==+=+=ρρρρρρ smpa LF Lw ⋅=+=+=442.02249.0239.02液相黏度：μμμ 气相流量： h kg V V V F W /2724.271238.0012213248.152'''=+=+=液相流量：h kg L L L FW /17179.34217886.6516472.022''=+=+=（6）数据结果表表 1-7 塔顶、塔釜、进料液的数据结果表气相密度 V kg/ m 液相密度 L kg/ m 液相粘度 L mpa.s1.7.3 液相平均力表1-8i i LM x ασ∑=m mn LDM /174.2107.21256.016.219744.0=⨯+⨯=σ m mn LFM /098.1908.204588.058.195412.0=⨯⨯+⨯=σ m mn LWM /531.1855.187659.074.170235.0=⨯+⨯=σ 精馏段： m mn LFMLDM LM /492.202098.19174.212=+=+=σσσ提馏段： mmn LFMLWM LM /170.192098.19531.182'=+=+=σσσ第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算2.1塔径设计计算2.1.1精馏段的气、夜相体积流率为 s m VMV VS /1444.1558.23600 1.398144.5236003=⨯⨯==ρs m LML LS /2400.004.478360081.3984.0536003=⨯⨯==ρ由VVL cu ρρρ-=max ， 式中由c 计算，2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，其中20c 5203.0558.204.4781444.12400.0图的横坐标为2/12/1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯V L h h V Lρρ取板间距HT =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T - h L =0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图得7750.020=C7540.020492.207750.0205.02/120=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m u /263.1558.2558.204.4787540.0max =-⨯=取安全系数 s m u u /0.884263.17.07.0max =⨯==m uV D S263.10.88414.31444.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 22 1.53864m D A T ==π实际空塔气速 s m A V u TS/744.01.5386/1444.1===2.1.2提留段的气液体积流率 s m M V V V S /1943.16959.2360005.88144.523600'''3'=⨯⨯==ρs m M L L L S /0600.098.527360005.88195.123600'''3'=⨯⨯==ρ由V V L c u ρρρ-=max ，式中由c 计算，2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，其中20c 0824.09695.298.5271943.10600.0''图的横坐标为2/12/1''=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯V L h h V L ρρ取板间距HT =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m ，则HT - h L =0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图得690.020=C6840.0200721.19690.0205.02/120=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m u /1196.16959.29695.298.5276840.0max =-⨯=取安全系数 s m u u /784.01196.17.07.0max =⨯==m uV D S393.1784.014.31943.144=⨯⨯==π按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 22 1.53864m D A T ==π实际空塔气速 s m A V u TS/776.01.5386/1943.1===2.2塔板主要尺寸计算2.2.1精馏段（1）溢流装置计算因塔径D=1.4m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ○1堰长:w l 取m D l w 0.92466.0== ○2流堰高度ow l w h h h -=，，选用平直堰，堰上液层高度3/2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=whow l L E h近似取E=1，则m h ow2601.00.92436002400.0100084.23/2=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯=m h w 7404.01260.006.0=-= ○3弓形降液管宽度d W 和截面积f f A 由66.0=Dl w，查图得3507.0=TfA A ，251.0=DW d故21311.01.53867350.0m A f =⨯= m W d 175.04.1251.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间s L H A hTf 5.85182400.0360040.01131.036003600>=⨯⨯⨯==θ，故降液管设计合理。