1、. . . . 學院化工原理課程設計說明書院（系）名稱化學與化工學院專業名稱化學工程與工藝年 級 班 級08化學工程與工藝1班學生艷松學 號指導教師徐紹紅 麗云30 / 33目錄一、設計條件1二、設計容1三、浮閥塔流程工藝圖2四、精餾塔的物料衡算與條件設計2（1）、甲苯、鄰二甲苯物料衡算2（2）、塔頂、塔釜工藝參數3五、確定適宜回流比6六、求理論板與實際塔板層數（采用捷算法）7七、確定進料板位置8八、確定換熱器熱負荷與換熱面積8（1）預熱器熱負荷與換熱面積計算9（2）冷凝器熱負荷與換熱面積計算9（3）再沸器熱負荷與換熱面積計算10九、塔板計算與板間距計算:10（1）精餾段與提餾段流量計算10（

2、2）精餾段與提餾段體積流量計算10精餾段10提溜段11（3）塔徑與板間距計算12精餾段在塔頂設定工藝條件下12提溜段塔徑與板間距設計12十、塔板布置13（1）堰長、堰高與堰上液層高13（2）降液管寬度與截面積14（3）降液管底隙高度14（4）浮閥數目與排列14十一、對精餾段塔板進行流體力學驗算與負荷性能圖核算15（1）精餾塔段流體力學驗算15氣相通過浮閥塔板壓降15防止液泛驗算16防止霧沫夾帶的核算16（2）精餾段進行塔板負荷性能的核算17霧沫夾帶線：按泛點率80%計算17液泛線17液相負荷上限線17漏液線18液相負荷下線限18十二、提餾段流力學驗算與負荷性能核算19（1）提餾塔段流體力學驗算

3、19氣相通過浮閥塔板壓降19防止液泛驗算20防止霧沫夾帶的核算20（2）提留段塔板負荷性能核算21霧沫夾帶21)夜冷線21液相負荷上線21漏液線21液相負荷下線限22十三、換熱器的選型與核算23、換熱器類型選取與傳熱系數的核算23類型選取23核算總傳熱系數23十四、主要接管尺寸的選取25（1）進料管25（2）回流管25（3）釜液出口管25（4）塔頂蒸汽管26（5）加熱蒸汽管26十五、設計結果一覽表.27參考文獻28 化 工 理 課 程 設 計 任 務 書專業： 化學工程與工藝班級： 08化工1班 ： 艷松學號： 設計日期： 2011 年 4 月設計題目：年產3.0萬噸甲苯的甲苯-鄰二甲苯浮閥式

4、精餾塔的設計與計算一、設計條件：進料量F= 93.4 kmol/h進料組成= 0.5 （摩爾分率）進料溫度tF= 130oC氣液混合進料 進料壓力P進=107.4kpa產品要求= 97% 回收率= 97% 每年生產時間300天，每天工作時間24小時，共7200小時。單板壓降0.6Kpa；塔頂表壓為3.5Kpa二、設計容：(1)精餾塔的物料衡算；(2)塔板數的確定；(3)精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算；(4)精餾塔的塔體工藝尺寸計算；(5)塔板主要工藝尺寸的計算；(6)塔板的流體力學驗算；(7)塔板負荷性能圖；(8)精餾塔接管尺寸計算；(9)繪制生產工藝流程圖；(10)繪制精餾塔設計條件圖

5、；三、浮閥塔流程工藝圖四、精餾塔的物料衡算與條件設計（1）、甲苯、鄰二甲苯物料衡算甲苯的摩爾質量=92 kg/kmol鄰二甲苯的摩爾質量=106 kg/kmol原料處理量F=93.4kmol/h進料苯的摩爾分率=0.5塔頂苯的摩爾分率=0.97 塔頂易揮發組分的回收率=97%總物料衡算： F = D + W 易揮發（甲苯）組分衡算：塔頂易揮發組分（苯）的回收率： = 聯立解得 W=F-D=93.4-46.3=46.所以塔頂甲苯流率為45.3kmol/h 塔底甲苯流率為1.4kmol/h（2）、塔頂、塔釜工藝參數：由甲苯-鄰二甲苯恒壓下T-X-Y相圖可知甲苯-鄰二甲苯混合液可視為理想物系。查資料

6、得：甲苯的安托尼方程：鄰二甲苯的安托尼方程：（其中P，105pa；T，K）進料壓力：P進=107.4kpa進料壓力下泡點方程： 露點方程：泡點方程與露點方程作出恒壓下進料的T-X-Y相圖當T=399.3K即t=126.3oC時，xA=0.5，所以t=126.50C是原料的泡點溫度。當T=406.9K即t=133.9OC時yA=0.5，所以t=133.9oC是原料的露點溫度。氣液混合進料時，進料溫度在露點溫度和泡點溫度之間，取tF=1300C即TF=403K根據杠桿原理：（xF-xA）nL=（yA-xF）nV由壓力107kpa下T-X-Y相圖可知：xA=0.391 yA=0.618則：0.109

7、nL=0.118nV對于氣液混合進料：塔頂表壓3.5Kpa則塔頂實際壓力PD=104.8Kpa作出塔頂定壓104.8Kpa下甲苯-鄰二甲苯T-X-Y相圖：當塔頂組成xD=97%時，查圖得塔頂溫度TD=385.7K，tD=112.7oC ，yD=99%精餾塔操作壓力： 所以PW=110Kpa則塔釜壓力為110Kpa，作出在定壓110Kpa下甲苯-鄰二甲苯T-X-Y相圖。由相圖查得當xW=3%時TW=419.3K，tW=146.3oC,yW=8.8%.以上可得全塔物料工藝參數：壓力/Kpa溫度/oC液相組成氣相組成塔頂104.8112.797%99%進料口107.413050%77%塔釜11014

8、6.33%8.8%五、確定適宜回流比（1）當q=1時，相當于泡點進料。tS=126.3oC，T=399.3K。將T=399.3K分別代入甲苯、鄰二甲苯的安托尼方程，得甲苯，鄰二甲苯的飽和蒸汽壓，進而求得甲苯、鄰二甲苯相對揮發度：代入得：（Rm）q=1=1.1513（2）當q=0時即露點進料，td=133.9oC，T=406.9。將T=406.9K分別代入甲苯、鄰二甲苯安托尼方程，得此溫度下甲苯、鄰二甲苯飽和蒸汽壓，進而求得相對揮發度：代入得：（Rm）q=0=2.2048當氣液混合進料時，最小回流比計算方法：得：（Rm）min=1.66取最適回流比為最小回流比的1.5倍則R適=2.484六、求理

9、論板與實際塔板層數（采用捷算法）：（1）Y=0.545827-0.591422x+0.002743/x =0.545827-0.14+0.0116=0.4174首先需要求出在設定條件下，塔頂、塔底組分的相對揮發度分別為所以則Nmin=6.4835;即求得N=12.56 取整則理論板層數為13塊（2）取總板效率ET=0.5則實際塔板數：七、確定進料板位置在進料狀態下相對揮發度則精餾段平均相對揮發度;則=2.638代入數據：則取總板效率ET=0.5:；則可確定第12塊板為進料板。八、確定換熱器熱負荷與換熱面積查資料得塔頂、塔底、與進料口的甲苯、鄰二甲苯的熱參數：甲苯鄰二甲苯塔頂溫度/112.7組成

10、97%3%/1242017596進料口溫度/130組成50%50%/12910.618309.2塔釜溫度/146組成3%97%/13372.38418980.36（1）預熱器熱負荷與換熱面積計算：取進預熱期前原料溫度30oC原料平均比熱容：原料升溫到130oC的熱負荷：Qp=（130-30）qNF=1.46108KJ/h預熱器加熱采用過熱蒸汽加熱，過熱蒸汽溫度200oC可作為恒溫傳熱。取K=800Kcal/（m2.h.oC）則（2）冷凝器熱負荷與換熱面積計算：取塔頂為飽和液體冷凝。則塔頂汽化潛熱：rm=塔頂冷凝氣熱負荷：冷凝器傳熱系數：K=800Kcal/m2.h.oC設水溫由25oC上升到4

11、0oC，氣體冷卻到50oC則冷凝器傳熱面積：（3）再沸器熱負荷與換熱面積計算：塔底再沸器為200oC過熱蒸汽加熱，屬于恒溫加熱。則塔底液體汽化潛熱塔底再沸器熱負荷：取K=800Kcal/m2.hoC則再沸器傳熱面積：九、塔板計算與板間距計算:（1）精餾段與提餾段流量計算：精餾段: 提餾段：在精餾塔設定溫度圍：液相甲苯相對密度：液相鄰二甲苯相對密度：（2）精餾段與提餾段體積流量計算：精餾段： 則塔底液相相對密度：塔底液相密度：塔頂液相相對分子量：塔頂液相體積流量：塔頂氣相組成：，則塔頂氣相體積流率：提溜段： 液相組成：則：塔底液相密度： 塔底液相相對分子量： 塔底液相體積流量： 塔底氣相組成：則

12、：（3）塔徑與板間距計算： 精餾段在塔頂設定工藝條件下：甲苯表面力： 鄰二甲苯表面力：精餾段平均溫度：121設板間距則：查圖得混合物料表面力：塔徑：提溜段塔徑與板間距設計提溜段操作條件下：設查圖：提餾段塔徑：根據標準對塔徑進行圓整：塔橫截面：十、塔板布置（1）堰長、堰高與堰上液層高：（hl:板上液高、hw:堰高、how:堰上液層高）取采用平直堰 精餾段：取 又則：提溜段： 平直堰：取 則（2）降液管寬度與截面積： 查圖（3）降液管底隙高度：塔板布置：（4）浮閥數目與排列：取動能因數按浮閥在鼓泡區排列為等腰叉排同一橫排孔心距估計排間距：因為塔徑大，采用分塊式塔板，故取求得浮閥數N=350按N=3

13、50進行核算：十一、對精餾段塔板進行流體力學驗算與負荷性能圖核算（1）精餾塔段流體力學驗算：氣相通過浮閥塔板壓降：板上充氣液層阻力：塔為碳氫混合物，取充氣系數則液體表面力造成阻力，此阻力很小，忽略不計。因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓力所相當的液柱高度為：單板壓降：防止液泛驗算：液體通過降液管壓頭損失，hd（加進口堰）取可見 符合防止液泛要求防止霧沫夾帶的核算：對于大塔：要求液泛率80%泛點率無泡沫正常系統泛點率=44.16% 驗算：泛點率= 泛點率=44.43%（2）精餾段進行塔板負荷性能的核算霧沫夾帶線：按泛點率80%計算 則 整理得 液泛線： 將則 又 整理得 液相負荷上限線 液體在限液管

14、停留時間不低于35s以=5s為在降液管停留時間下限 漏液線 采用F1 型浮閥： 則 又所以 液相負荷下線限 取堰上液層高度作為液相下限條件則 Z=1所以 根據作出塔板負荷性能圖（圖四）按圖固定的汽夜比查的：氣相負荷上限： 氣相負荷下線： 操作彈性=3.597十二、提餾段流力學驗算與負荷性能核算（1）提餾塔段流體力學驗算： 在提留段操作條件下：氣相通過浮閥塔板壓降： 干板阻力： 所以 取 所以板上充氣液層阻力相當高度： 所以 單板壓降 防止液泛驗算：液體通過降液管壓頭損失（設進口堰): 所以 取則：符合防止冷夜要求防止霧沫夾帶的核算： 大塔冷凝泛點率80%計算 泛點率=34.1%（2） 提留段塔

15、板負荷性能核算霧沫夾帶 整理得 )夜冷線：將 則所以 液相負荷上線以=5為在降液管停留時間下限 漏液線 對于采用F1 型浮閥：所以 液相負荷下線限： 取堰上液層高度作為液相下降條件 Z=1所以 根據式、作出提留段塔板負荷圖（圖五)按圖固定的汽夜比查的：氣相負荷上限： 氣相負荷下線： 操作彈性=3.46十三、換熱器的選型與核算估計傳熱面積，初選換熱器的型號取設水溫由上升物質被冷卻到、換熱器類型選取與傳熱系數的核算類型選取有兩流體溫差50，故選用浮頭式換熱器，其型號為：TB/T4714-714-92-209主要參數如下：外殼類型：600mm公稱面積：73.19m2管子尺寸：25mm×2.

16、5mm管子數：284管長：4500mm管程數：NP 6管子排列方式：正三角形管程流通面積：0.0083m2實際傳熱面積：總傳熱系數核算總傳熱系數、管程對流傳熱系數i、殼程對流傳熱系數o(Kern法)管子為正三角形排列則殼層甲苯冷卻所以 、污垢熱阻查污垢系數圖得RSO=2×10-4(m2·)/W RSO=1.7×10-4(m2·)/W、總傳熱系數K故所選的換熱器是合格的十四、主要接管尺寸的選取（1）進料管已知進料液流率為90.452kmol/h，平均相對分子量99.15，密度772.28kg/m3 所以 取管流速則進料管直徑（2）回流管回流管的體積流率：取

17、管流速，則回流管直徑（3）釜液出口管體積流率取管流速則釜液出口管徑（4）塔頂蒸汽管取管蒸汽流速則塔頂蒸汽管直徑（5）加熱蒸汽管取管蒸汽流速則加熱蒸汽管直徑十五、設計結果一覽表序號項 目符 號單 位計算結果精餾段提餾段1平均溫度tk385.5419.32平均壓力Pkpa104.81103平均流量氣相Vm3/h4996.43736.864液相Lm3/h20.0422.595實際塔板數2613136塔的有效高度Zm127塔徑Dm1.61.68板間距Htm0.450.459降液管形式弓形降液管10空塔氣速um/s0.70.711溢流裝置溢流管形式單溢流12溢流堰長度lwm1.0561.05613溢流堰

18、高度hwm0.0450.04114板上液層高度hlm0.060.0615堰上液層高度howm0.0150.01916安定區寬度Wsm0.080.0817開孔區到塔壁距離18開孔區面積Aam21.391.3919閥孔直徑dmm303020浮閥或篩孔個數N35035021閥孔或篩孔氣速U0m/s5.6122閥孔或篩孔動能因數F09.729.7223開孔率12.5%12.5%24孔心距tmm757525排間距t,mm404026塔板壓降ppa417.350627液體在降液管中的停留時間s11.7210.428降液管底隙高度h0m0.0390.03929泛點率44.43%34.1%30液相負荷上限Ls

19、maxm3/s1.3×10-21.3×10-231液相負荷下限lsmaxm3/s0.00090.000932氣相負荷下限Vsminm3/s0.7140.679233操作彈性3.5973.46參考文獻1 柴誠敬.化工原理：上冊.高等教育，20052 柴誠敬.化工原理：下冊.高等教育，20063 任曉光等.化工原理課程設計指導：化學工業，20094 汪鎮安.化工工藝設計手冊：上冊.化學工業，20035 光啟等.化工物性圖算手冊.化學工業，20026 董大勤.化工設備機械基礎.化學工業，20097 家琪.傳質分離工程.高等教育，20058梁國棟等.工程制圖.機械工業，2003化工

20、原理課程設計心得體會為期兩周的化工原理課程設計結束了，這是大學以來第一次在老師指導與自己努力下的完全獨立完成的課題，也是對我上大學以來所學知識的一個綜合考察，在課程設計中充滿了我辛勤與艱辛的汗水，但重要的是我從中學到了更多的知識，這些知識在書本上是學不到的。這次課程設計我也從中看到了許許多多自身的不足，這將是我今后努力學習的巨大動力，這次設計我初步掌握了工業設計的基礎知識、設計原則與方法。學會了各種手冊的使用方法與物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握了各種結果的校核，能夠初步畫出工藝流程圖，塔板結構等工藝圖，理解了計算機輔助設計過程，利用簡單的計算機編程使計算效率大大提高。我也對化工設備的重要地位與設計步驟有了整體全面的認識。首先我對塔設備的認識，塔設備是能夠實現蒸餾的氣液傳質設備，