毕业设计(论文)：年产3.0万吨甲苯的甲苯-邻二甲苯浮阀式精馏塔的设计及计算.doc
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新乡学院
化工原理课程设计说明书
院（系）名称
化学与化工学院
专业名称
化学工程与工艺
年级班级
08化学工程与工艺1班
学生姓名
曹艳松
学号
18040201010
指导教师姓名
徐绍红杨丽云
30
目录
一、设计条件 1
二、设计内容 1
三、浮阀塔流程工艺图 2
四、精馏塔的物料衡算及条件设计 2
（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算 2
（2）、塔顶、塔釜工艺参数 3
五、确定适宜回流比 6
六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法） 7
七、确定进料板位置 8
八、确定换热器热负荷及换热面积 8
（1）预热器热负荷及换热面积计算 9
（2）冷凝器热负荷及换热面积计算 9
（3）再沸器热负荷及换热面积计算 10
九、塔板计算及板间距计算:
10
（1）精馏段及提馏段流量计算 10
（2）精馏段及提馏段体积流量计算 10
①精馏段 10
②提溜段 11
（3）塔径及板间距计算 12
①精馏段在塔顶设定工艺条件下 12
②提溜段塔径及板间距设计 12
十、塔板布置 13
（1）堰长、堰高及堰上液层高 13
（2）降液管宽度及截面积 14
（3）降液管底隙高度 14
（4）浮阀数目及排列 14
十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算 15
（1）精馏塔段流体力学验算 15
①气相通过浮阀塔板压降 15
防止液泛验算 16
防止雾沫夹带的核算 16
（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算 17
雾沫夹带线：
按泛点率80%计算 17
液泛线 17
液相负荷上限线 17
漏液线 18
液相负荷下线限 18
十二、提馏段流力学验算及负荷性能核算 19
（1）提馏塔段流体力学验算 19
气相通过浮阀塔板压降 19
防止液泛验算 20
防止雾沫夹带的核算 20
（2）提留段塔板负荷性能核算 21
雾沫夹带 21
）夜冷线 21
液相负荷上线 21
漏液线 21
液相负荷下线限 22
十三、换热器的选型及核算 23
⑴、换热器类型选取及传热系数的核算 23
①类型选取 23
②核算总传热系数 23
十四、主要接管尺寸的选取 25
（1）进料管 25
（2）回流管 25
（3）釜液出口管 25
（4）塔顶蒸汽管 26
（5）加热蒸汽管 26
十五、设计结果一览表 ..........................................................................................................................27
参考文献 28
化工理课程设计任务书
专业：
化学工程与工艺
班级：
08化工1班
姓名：
曹艳松
学号：
18040201010
设计日期：
2011年4月
设计题目：
年产3.0万吨甲苯的甲苯-邻二甲苯浮阀式精馏塔的设计及计算
一、设计条件：
进料量
F
=93.4kmol/h
进料组成
=0.5（摩尔分率）
进料温度
tF
=130oC气液混合进料
进料压力
P进
=107.4kpa
产品要求
=97%
回收率
=97%
每年生产时间300天，每天工作时间24小时，共7200小时。
单板压降≤0.6Kpa；塔顶表压为3.5Kpa
二、设计内容：
（1）精馏塔的物料衡算；
（2）塔板数的确定；
（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
（5）塔板主要工艺尺寸的计算；
（6）塔板的流体力学验算；
（7）塔板负荷性能图；
（8）精馏塔接管尺寸计算；
（9）绘制生产工艺流程图；
（10）绘制精馏塔设计条件图；
三、浮阀塔流程工艺图
四、精馏塔的物料衡算及条件设计
（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算
甲苯的摩尔质量=92kg/kmol邻二甲苯的摩尔质量=106kg/kmol
原料处理量F=93.4kmol/h进料苯的摩尔分率=0.5
塔顶苯的摩尔分率=0.97塔顶易挥发组分的回收率η=97%
总物料衡算：
F=D+W
易挥发（甲苯）组分衡算：
塔顶易挥发组分（苯）的回收率：
η=
联立解得
W=F-D=93.4-46.3=46.
所以塔顶甲苯流率为45.3kmol/h塔底甲苯流率为1.4kmol/h
（2）、塔顶、塔釜工艺参数：
由甲苯-邻二甲苯恒压下T-X-Y相图可知甲苯-邻二甲苯混合液可视为理想物系。
查资料得：
甲苯的安托尼方程：
邻二甲苯的安托尼方程：
（其中P，105pa；T，K）
进料压力：
P进=107.4kpa
进料压力下泡点方程：
露点方程：
泡点方程及露点方程作出恒压下进料的T-X-Y相图
当T=399.3K即t=126.3oC时，xA=0.5，所以t=126.50C是原料的泡点温度。
当T=406.9K即t=133.9OC时yA=0.5，所以t=133.9oC是原料的露点温度。
气液混合进料时，进料温度在露点温度和泡点温度之间，取tF=1300C即TF=403K
根据杠杆原理：
（xF-xA）nL=（yA-xF）nV
由压力 107kpa下T-X-Y相图可知：
xA=0.391yA=0.618
则：
0.109nL=0.118nV
对于气液混合进料：
塔顶表压3.5Kpa则塔顶实际压力PD=104.8Kpa
作出塔顶定压104.8Kpa下甲苯-邻二甲苯T-X-Y相图：
当塔顶组成xD=97%时，查图得塔顶温度TD=385.7K，tD=112.7oC，yD=99%
精馏塔操作压力：
所以PW=110Kpa
则塔釜压力为110Kpa，作出在定压110Kpa下甲苯-邻二甲苯T-X-Y相图。
由相图查得当xW=3%时TW=419.3K，tW=146.3oC,yW=8.8%.
以上可得全塔物料工艺参数：
压力/Kpa
温度/oC
液相组成
气相组成
塔顶
104.8
112.7
97%
99%
进料口
107.4
130
50%
77%
塔釜
110
146.3
3%
8.8%
五、确定适宜回流比
（1）当q=1时，相当于泡点进料。
tS=126.3oC，T=399.3K。
将T=399.3K分别代入甲苯、邻二甲苯的安托尼方程，得甲苯，邻二甲苯的饱和蒸汽压，进而求得甲苯、邻二甲苯相对挥发度：
代入
得：
（Rm）q=1=1.1513
（2）当q=0时即露点进料，td=133.9oC，T=406.9。
将T=406.9K分别代入甲苯、邻二甲苯安托尼方程，得此温度下甲苯、邻二甲苯饱和蒸汽压，进而求得相对挥发度：
代入
得：
（Rm）q=0=2.2048
当气液混合进料时，最小回流比计算方法：
得：
（Rm）min=1.66
取最适回流比为最小回流比的1.5倍
则R适=2.484
六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法）：
（1）
Y=0.545827-0.591422x+0.002743/x
=0.545827-0.14+0.0116
=0.4174
首先需要求出
在设定条件下，塔顶、塔底组分的相对挥发度分别为
所以
则Nmin=6.4835
;
即
求得N=12.56取整则理论板层数为13块
（2）取总板效率ET=0.5
则实际塔板数：
七、确定进料板位置
在进料状态下相对挥发度
则精馏段平均相对挥发度;
则=2.638
代入数据：
则
取总板效率ET=0.5:
；则可确定第12块板为进料板。
八、确定换热器热负荷及换热面积
查资料得塔顶、塔底、及进料口的甲苯、邻二甲苯的热参数：
甲苯
邻二甲苯
塔顶
温度/
112.7
组成
97%
3%
/
12420
17596
进料口
温度/
130
组成
50%
50%
/
12910.6
18309.2
塔釜
温度/
146
组成
3%
97%
/
13372.384
18980.36
（1）预热器热负荷及换热面积计算：
取进预热期前原料温度30oC
原料平均比热容：
原料升温到130oC的热负荷：
Qp=（130-30）qNF=1.46108KJ/h
预热器加热采用过热蒸汽加热，过热蒸汽温度200oC可作为恒温传热。
取K=800Kcal/（m2.h.oC）
则
（2）冷凝器热负荷及换热面积计算：
取塔顶为饱和液体冷凝。
则塔顶汽化潜热：
rm=
塔顶冷凝气热负荷：
冷凝器传热系数：
K=800Kcal/m2.h.oC
设水温由25oC上升到40oC，气体冷却到50oC
则
冷凝器传热面积：
（3）再沸器热负荷及换热面积计算：
塔底再沸器为200oC过热蒸汽加热，属于恒温加热。
则塔底液体汽化潜热
塔底再沸器热负荷：
取K=800Kcal/m2.hoC
则再沸器传热面积：
九、塔板计算及板间距计算:
（1）精馏段及提馏段流量计算：
精馏段:
提馏段：
在精馏塔设定温度范围内：
液相甲苯相对密度：
液相邻二甲苯相对密度：
（2）精馏段及提馏段体积流量计算：
①精馏段：
则塔底液相相对密度：
塔底液相密度：
塔顶液相相对分子量：
塔顶液相体积流量：
塔顶气相组成：
，
则
塔顶气相体积流率：
②提溜段：
液相组成：
则：
塔底液相密度：
塔底液相相对分子量：
塔底液相体积流量：
塔底气相组成：
则：
（3）塔径及板间距计算：
①精馏段在塔顶设定工艺条件下：
甲苯表面张力：
邻二甲苯表面张力：
精馏段平均温度：
121℃
设板间距
则：
查图得
混合物料表面张力：
塔径：
②提溜段塔径及板间距设计
提溜段操作条件下：
设
查图：
提馏段塔径：
根据标准对塔径进行圆整：
塔横截面：
十、塔板布置
（1）堰长、堰高及堰上液层高：
（hl:
板上液高、hw:
堰高、how:
堰上液层高）
取
采用平直堰
精馏段：
取又
则：
提溜段：
平直堰：
取则
（2）降液管宽度及截面积：
查图
（3）降液管底隙高度：
塔板布置：
（4）浮阀数目及排列：
取动能因数
按浮阀在鼓泡区排列为等腰叉排
同一横排孔心距
估计排间距：
因为塔径大，采用分块式塔板，故取
求得浮阀数N=350
按N=350进行核算：
十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算
（1）精馏塔段流体力学验算：
①气相通过浮阀塔板压降：
板上充气液层阻力：
塔内为碳氢混合物，取充气系数
则
液体表面张力造成阻力，此阻力很小，忽略不计。
因此，气体流经一层浮阀塔板的压力所相当的液柱高度为：
单板压降：
防止液泛验算：
液体通过降液管压头损失，hd（加进口堰）
取
可见
符合防止液泛要求
防止雾沫夹带的核算：
对于大塔：
要求液泛率＜80%
泛点率
无泡沫正常系统
泛点率=44.16%
验算：
泛点率=
泛点率=44.43%
（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算
雾沫夹带线：
按泛点率80%计算
则
整理得
①
液泛线：
将
则又
整理得
②
液相负荷上限线
液体在限液管停留时间不低于3~5s
以θ=5s为在降液管停留时间下限
③
漏液线
采用F1型浮阀：
则
又
所以
④
液相负荷下线限
取堰上液层高度作为液相下限条件
则
Z=1
所以
⑤
根据①②③④⑤作出塔板负荷性能图（图四）
按图固定的汽夜比查的：
气相负荷上限：
气相负荷下线：
操作弹性=3.597
十二、提馏段流力学验算及负荷性能核算
（1）提馏塔段流体力学验算：
在提留段操作条件下：
气相通过浮阀塔板压降：
干板阻力：
所以
取
所以板上充气液层阻力相当高度：
所以
单板压降
防止液泛验算：
液体通过降液管压头损失（设进口堰）:
所以
取
则：
符合防止冷夜要求
防止雾沫夹带的核算：
大塔冷凝泛点率80%计算
泛点率=34.1%
（2）提留段塔板负荷性能核算
雾沫夹带
整理得
㈠
）夜冷线：
将
则
所以
㈡
液相负荷上线
以θ=5为在降液管停留时间下限
㈢
漏液线
对于采用F1型浮阀：
所以
㈣
液相负荷下线限：
取堰上液层高度作为液相下降条件
Z=1
所以
㈤
根据式㈠、㈡、㈢、㈣、㈤作出提留段塔板负荷图（图五）
按图固定的汽夜比查的：
气相负荷上限：
气相负荷下线：
操作弹性=3.46
十三、换热器的选型及核算
估计传热面积，初选换热器的型号
取设水温由上升物质被冷却到
⑴、换热器类型选取及传热系数的核算
①类型选取
有两流体温差＞50℃，故选用浮头式换热器，其型号为：
TB/T4714-714-92-209
主要参数如下：
外壳类型：
600mm
公称面积：
73.19m2
管子尺寸：
Φ25mm×2.5mm
管子数：
284
管长：
4500mm
管程数：
NP6
管子排列方式：
正三角形
管程流通面积：
0.0083m2
实际传热面积：
总传热系数
②核算总传热系数
ⅰ、管程对流传热系数αi
ⅱ、壳程对流传热系数αo（Kern法）
管子为正三角形排列则
壳层甲苯冷却
所以
ⅲ、污垢热阻
查污垢系数图得
RSO=2×10-4（m2·℃）/WRSO=1.7×10-4（m2·℃）/W
ⅳ、总传热系数K
故所选的换热器是合格的
十四、主要接管尺寸的选取
（1）进料管
已知进料液流率为90.452kmol/h，平均相对分子量99.15，密度772.28kg/m3
所以
取管内流速
则进料管直径
（2）回流管
回流管的体积流率：
取管内流速，则回流管直径
（3）釜液出口管
体积流率
取管内流速
则釜液出口管径
（4）塔顶蒸汽管
取管内蒸汽流速
则塔顶蒸汽管直径
（5）加热蒸汽管
取管内蒸汽流速
则加热蒸汽管直径
十五、设计结果一览表
序号
项目
符号
单位
计算结果
精馏段
提馏段
1
平均温度
t
k
385.5
419.3
2
平均压力
P
kpa
104.8
110
3
平均流量
气相
V
m3/h
4996.4
3736.86
4
液相
L
m3/h
20.04
22.59
5
实际塔板数
26
13
13
6
塔的有效高度
Z
m
12
7
塔径
D
m
1.6
1.6
8
板间距
Ht
m
0.45
0.45
9
降液管形式
弓形降液管
10
空塔气速
u
m/s
0.7
0.7
11
溢流
装置
溢流管形式
单溢流
12
溢流堰长度
lw
m
1.056
1.056
13
溢流堰高度
hw
m
0.045
0.041
14
板上液层高度
hl
m
0.06
0.06
15
堰上液层高度
how
m
0.015
0.019
16
安定区宽度
Ws
m
0.08
0.08
17
开孔区到塔壁距离
18
开孔区面积
Aa
m2
1.39
1.39
19
阀孔直径
d
mm
30
30
20
浮阀或筛孔个数
N
350
350
21
阀孔或筛孔气速
U0
m/s
5.61
22
阀孔或筛孔动能因数
F0
9.72
9.72
23
开孔率
12.5%
12.5%
24
孔心距
t
mm
75
75
25
排间距
t,
mm
40
40
26
塔板压降
△p
pa
417.3
506
27
液体在降液管中的停留时间
τ
s
11.72
10.4
28
降液管底隙高度
h0
m
0.039
0.039
29
泛点率
44.43%
34.1%
30
液相负荷上限
Lsmax
m3/s
1.3×10-2
1.3×10-2
31
液相负荷下限
lsmax
m3/s
0.0009
0.0009
32
气相负荷下限
Vsmin
m3/s
0.714
0.6792
33
操作弹性
3.597
3.46
参考文献
[1]柴诚敬.化工原理：
上册.高等教育出版社，2005
[2]柴诚敬.化工原理：
下册.高等教育出版社，2006
[3]任晓光等.化工原理课程设计指导：
化学工业出版社，2009
[4]汪镇安.化工工艺设计手册：
上册.化学工业出版社，2003
[5]刘光启等.化工物性图算手册.化学工业出版社，2002
[6]董大勤.化工设备机械基础.化学工业出版社，2009
[7]刘家琪.传质分离工程.高等教育出版社，2005
[8]梁国栋等.工程制图.机械工业出版社，2003
化工原理课程设计心得体会
为期两周的化工原理课程设计结束了，这是大学以来第一次在老师指导及自己努力下的完全独立完成的课题，也是对我上大学以来所学知识的一个综合考察，在课程设计中充满了我辛勤及艰辛的汗水，但重要的是我从中学到了更多的知识，这些知识在书本上是学不到的。
这次课程设计我也从中看到了许许多多自身的不足，这将是我今后努力学习的巨大动力，这次设计我初步掌握了工业设计的基础知识、设计原则及方法。
学会了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；掌握了各种结果的校核，能够初步画出工艺流程图，塔板结构等工艺图，理解了计算机辅助设计过程，利用简单的计算机编程使计算效率大大提高。
我也对化工设备的重要地位及设计步骤有了整体全面的认识。
首先我对塔设备的认识，塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行传质于传热。
在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。
填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也采用并流向下）流动，气体两相密切接触进行传热与传质。
在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。
刚开始课程设计时，我是一头雾水，通过与同学们的交流与讨论，我渐渐了解到了整个设计流程及计算步骤，学习了对工业材料的选取论证及流程图的绘制规则。
我是真真切切的感受到了将理论与实践相结合的种种困难，也体会到了利用所学的有限知识理论去解决各种实际问题的不易。
我们所学的知识结构还很不完善，我们对于设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物各个方面的认识还存在着很大缺陷。
在一些问题的处理上我大部分是直接套用书上的公式或过程，没有真正的了解各个公式的用途及意义，对于一些数据的选取也都是根据范围自己选取的，可能根本不适合工业应用，如果时间充分，我想我可以进一步完善的。
通过这次课程设计，我了解到了工程设计基本内容，掌握了化工设计主要程序方法，增强了分析和解决工程设计及问题的能力。
更是我树立了在设计中严肃认真、实事求是、严肃认真的作风。
同时非常感谢给予我们知道的老师没有老师的纠正与指导，我想我会很难完成的。
在今后的学习中我会更加端正思想，加强自己工程设计能力的训练和培养科学严谨及作风。
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