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

说明书

设计题目：分离苯（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：

设计任务书

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/R min图

二、作N（R+1）-R/R min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

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

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：

注：表中F 、D 、W 为质量流率，a 1、a 2、a 3为质量分率

列全塔总物料衡算及组分A 、B 、C 的全塔物料衡算得，

W

a 0.3F W a 0.01D 0.42F 0.013W 0.99D 0.28F W

D F W ,3W 2＝＋＝＋＝＋＝，

由（1）、（2）两式，F F W 7267.0013

.099.028

.099.0＝＝--?

将式（5）代入式（4）解得，4123.07276.03.0,3＝＝F

F

a W

由式（1），0.2724F 0.7276)F (1W F D ＝－＝－＝ 由式（3），0.7276F 0.2724F 0.010.42F W ,2??a ＋＝ 解得，0.5735 W ,2＝a 说明计算结果合理 已知，h t 8.8F ＝

解得，

h

t 2.48.80.2724D h

t 6.48.80.7267W ＝＝＝＝??

二、质量分率换算成摩尔分率（P411）

物性参数 化工热力学 P189

注：温度单位K ，压力单位0.1MPa

换算关系式：()

∑=N

i i i

j

j j M a

M a x 1

＝

同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率

解得，h

kmol 65.78h kmol 30.74h

kmol 6.529==W D F ＝

三、物料平衡表

将以上的结果列入下表中：

物料平衡表

第二节 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：℃＝△20t 已知，冷却剂温度：℃25=i t 则，℃△回45=+=t t t i

二、回流罐压力

纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：

饱和蒸气压关联式 化工热力学 P199

以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x

同理，解得MPa P b 1.00985.00

?=

∵atm P 1<回∴取MPa atm P 1.00133.11?==回 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，MPa P P 1.01653.1atm 15.115.0?==+=回顶 四、塔顶温度 露点方程：

∑

==n

i i i p p y 1

1 试差法求塔顶温度

五、塔底压力

六、塔底温度 泡点方程：

p x p

n

i i i

=∑=1

试差法求塔底温度

七、进料压力 设计中可近似取：MPa P P P 1.02653.12

?=+=底

顶进

八、进料温度（P498） 物料衡算和相平衡方程：

1)1(11

1

,==-+∑∑==C

i C

i i i

F

i x e

K

x

1.0=e （质量分率）

试差法求进料温度

106.02995

.05564.02995

.03268.0,=--=

--=

i

i i F i x y x x e （摩尔分率）

第三节

试差法求θ

第四节 最少理论板数的确定（P503）

6.813879

.2lg )0162.06058.00085.09915.0lg(1lg ))()lg((min =-?=-=

m W l h D h l x x x x N α（不包括再沸器） 第五节 适宜回流比的确定

2

1)

1(75.0min

min

567.0+-=

+-=

-=N N N Y R R R X X Y （不包括再沸器）

一、作N-R/R min 图

二、作N （R+1）-R/R min 图 三、选取经验数据

第六节 理论塔板数的确定（P504）

联立解得，

3

.61.10==S R N N

第七节 实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）

液体粘度由查图确定（P375），s

mPa s mPa s

mPa c b a ?=?=?=29.025.023.0μμμ

19

1185547

.01

.10285547

.04

.15=+====

===RP T R RP T T P N N E N N E N N 进（不包括再沸器） N P 与假设实际塔板数N=30近似，可认为计算结果准确。

第八节 一、精馏段塔径

查图得，

3

23

1323

1/4.3/9.2/800/807m kg m

kg m kg m kg v v l l ====ρρρρ

查图得（《课程设计》P66 Smith 气相负荷因数关联图），09.020=C 查图得，液体表面张力

m N m

N /0212.0/0209.021==σσ

气相负荷因数0908.0)02

.0(2.020==σ

C C

最大容许气速s m C u V

V

L /152.1max =-=ρρρ 二、提馏段塔径

试差法得,3.125=t 查图得,

3

33

23

1333231/9.3/5.3/0.3/749/756/761m

kg m kg m kg m kg m kg m kg v v v l l l ======ρρρρρρ，，，，

查图得,08.020=C 选择塔径1000mm

第九节 热力学衡算

回流罐：

查图得，mol kJ H mol kJ H B A /21203/8498==， 第一块板：

查图得，mol kJ H mol kJ H B A /27757/14380==， 塔顶：

查图得，mol kJ H mol kJ H B A /62068/44449==， 进料： 同理，

1045

.027733390.043902322====y x y x ，，

查图得，

塔底：

查图得，mol kJ H mol kJ H mol kJ H C B A /549/34977/20533===，， 塔顶冷凝器热负荷： 再沸器热负荷： 所需冷却水热量： 所需加热蒸汽用量：

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h m h kmol L /06.9/913

== 根据P70，表2-5，选择单溢流塔板。 降液管、堰尺寸的确定：

选用弓形降液管和平口堰，由经验值确定，mm

h m D b m

D l w w 5017.017.07.07.0=====堰高堰宽堰长

不设进口堰，降液管下口至塔板距离mm h S 50= 降液管停留时间s t 5~3>

降液管宽度b 及面积Ad 的确定：

由70.0/=D l w ，P135附录七，0878.0/143.0/==T D A A D b ， 则降液管

2

0689.00878.0143143.0m

A A mm D b T d ====面积宽度

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

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mm z mm z mm z 507580321===，， 取阀孔动能因数13=D F 精馏段：

保证阀孔气速应排列的浮阀数

则以塔板总面积为基准的塔板开孔率%34.1714

14.3039.0414

.31142

2=???

=

Φ P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。 提馏段：

保证阀孔气速应排列的浮阀数

则以塔板总面积为基准的塔板开孔率%08.2014

14.3039.0414

.31322

2=???

=

Φ P142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Pa gu

P 3166.2779.19175

.0==干△

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L w g h h P ρ)(5.01+=液△

堰上液面高度32

3

)(1084.2w

L L L

k h -?=

P76，查图得，当7.0/=D l w 时，2866.58105

.2=w

l L

，得04.1=k 雾沫夹带量（P76） 泛点率

取%82~%80%57.761<=F

降液管内液面高度p d ow w d h h h h h H ++++=△ h 忽略不计，

07.005

.07.03600832

.8=??=p w S h l L 淹塔不会发生 漏液检验：

降液管内液体停留时间及流速： 提馏段：

干板压力降Pa gu

P 45.2609.19175

.0==干△

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L w g h h P ρ)(5.01+=液△

堰上液面高度32

3

)(1084.2w

L L L

k h -?=

P76，查图得，当7.0/=D l w 时，95.108105

.2=w

l L

，得06.1=k 雾沫夹带量（P76） 泛点率

取%82~%80%73.761<=F

降液管内液面高度p d ow w d h h h h h H ++++=△ △h 忽略不计，

158.005

.07.0360096

.19=??=p w S h l L 淹塔不会发生 漏液检验：

降液管内液体停留时间及流速：

第四节 负荷性能图

（1）过量雾沫夹带线： （2）淹塔线： （3）过量漏液线： （4）降液管超负荷线： （5）液相负荷下限线： 负荷性能图，见附图

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m H D 2.1= 塔底空间高度m H B 3= 进料空间高度m H F 1.1= 筒体总高度m H H H

H H D n i F T B i

172.11.145.0)228(31

1

=++?-+=+++

=∑-=

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mm D g 1000= 曲面高度mm h 2501= 直边高度mm h 252=

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

基础内环直径mm D D i 900)95.0~9.0(== 基础外环直径mm D D o 1100)18.1~08.1(==

第二节 接管的设计

塔顶蒸气出口管管径dD ： P104，表3-5，s m u /150=

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s m u R /2=

冷凝液45℃，806

802806

21===m ρρρ

P106,表3-6，选取32522?=?S dg 进料管管径dF ： 取s m e u u V

m /7.4==

P106,表3-6，选取5.35722?=?S dg 塔底出料管径dW ：

取2164

.97774

/2.10===L L M s

m u ρ

P106,表3-6，选取公称直径Dg50 塔底再沸器管径dL ： 循环比5（质量比），取接管内液体流速1.3m/s P106,表3-6，选取公称直径Dg125 再沸器返塔管径dB ： 选取公称直径Dg400

第四部分 辅助设备设计

第一节 全凝器设计

P10，查表1-5，初选600=K

错流传热温差℃△△4.20=='m m

t t ε 总传热面积29

7.933600

4.206001013.4m t K Q A m =???==?△

油走壳程，水走管程 选择FLA-600-130-16-2

核算：

误差小于1%

第二节 再沸器选择

选择FLA400-25-25-2

第三节 回流泵选择

绝对粗糙度取0.3mm

《化工原理》P50，查得，04.0=λ 塔高m Z 21417=+=△ 根据经验取m L 50= 标准弯头90℃，75.0=ξ

压力损失

m H Z g P H m

g u d L H f f 452.222181

.98.806105.12.222)2(5

2

=++??=++=

=+=△△△△ρξλ

《化工原理》P395，选择65AY-60A

第五部分 计算结果汇总

工艺计算结果汇总表

设备计算结果汇总表

第六部分负荷性能图

精馏段：

提馏段：

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》