化工原理课程设计

设计题目： 苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计 设计人： 班级： 学号： 指导老师： 设计时间：

目 录

设计任务书 ...........................................................................................................

前言 .......................................................................................................................

第一章 工艺流程设计 .......................................................................................

第二章 塔设备的工艺计算 ...............................................................................

第三章 塔和塔板主要工艺尺寸计算 ...............................................................

第四章 塔板的流体力学验算 ...........................................................................

第五章 塔板负荷性能图 ...................................................................................

第六章 换热器的设计计算与选型 ...................................................................

第七章 主要工艺管道的计算与选择 ...............................................................

结束语 ...................................................................................................................

参考文献 ...............................................................................................................

附录 .......................................................................................................................

化工原理课程设计任务书

设计题目：苯—甲苯连续精馏塔（浮阀塔）的设计

一、工艺设计部分 （一）任务及操作条件

1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的1.25倍。

2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。 3. 生产能力：每小时处理9.4吨。

4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压)，单板压降≯0.7KPa，采用表压0.6 MPa的饱和蒸汽加热。

（二）塔设备类型 浮阀塔。

（三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4℃） （四）设计内容

1. 设计方案的确定、流程选择及说明。

2. 塔及塔板的工艺计算 塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图；设计结果概要或设计一览表。

3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总）。 4. 自控系统设计（针对关键参数）。

5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。 6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。 二、按要求编制相应的设计说明书

设计说明书的装订顺序及要求如下：

1. 封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等） 2. 目录 3. 设计任务书

4. 前言（课程设计的目的及意义） 5. 工艺流程设计

6. 塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表） 7. 换热器的设计计算与选型（完成后应该有结果汇总表） 8. 主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表） 8. 结束语（主要是对自己设计结果的简单评价）

9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注） 10. 设计图纸 三、主要参考资料

[1] 化工原理；[2] 化工设备机械基础；[3] 化工原理课程设计；[4] 化工工艺设计手册

四、指导教师安排 杨明平；胡忠于；陈东初；黄念东 五、时间安排 第17周～第18周

前 言

化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关其他课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。

通过课程设计，我们可以完全的掌握整个连续精馏过程的每一个细节，并且能够综合运用所学的知识处理工业生产中的实际问题。为不久的将来把知识转化为生产力打下了坚实的基础。

本次课程设计主要是从以下四个方面进行的：工艺流程设计；塔设备的工艺计算；换热器的设计计算与选型；主要工艺管道的计算与选择。 课程设计还会有各种设计图纸和参考文献等。

特别感谢杨明平老师、胡忠于老师、陈东初老师、黄念东老师、周珊同学（生科院09微生物）。在他们的支持下我的课程设计才顺利完成。

第一章 工艺流程设计

本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升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至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.25倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的流程的组成包括原料贮槽、原料泵、甲苯贮槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液预热器、再沸器、原料加热器、全凝器、苯冷却器、精馏塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中间贮槽、苯贮槽、苯泵等附属设备。

第二章 塔设备的工艺计算

2.1 操作条件、基础数据及相关参数

2.1.1 操作条件

塔顶压力4KPA 进料热状态泡点进料

回流比为最小回流比的1.25倍 塔底加热蒸气压力 0.6Mpa（表压） 单板压降 ≯0.7kPa。 2.1.2 基础数据

进料中苯含量（质量分数） 塔顶苯含量（质量分数） 塔釜苯含量（质量分数） 生产能力（吨小时） 2.1.3相关物性参数

苯和甲苯的物理参数见下表[1]：

苯（A） 分子式 C6H6 相对分子质量 78.11gmol 92.13gmol 沸点℃ 80.1 110.6 临界温度℃ 288.5 318.57 临界压力KPa 6833.4 4107.7 25% 95% 2% 9.4 甲苯（B） C7H8 饱和蒸汽压：苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算[1]：

苯 甲苯 A 6.023 6.078 B 1206.35 1343.94 C 220.34 219.58

苯、甲苯的相对密度见下表： 温度（℃） 苯 甲苯

80 815 810 90 803.9 800.2 100 792.5 790.3 110 780.3 780.3 120 768.9 770.0 [1]

液体表面张力见下表： 温度（℃） 苯 甲苯 80 21.27 21.69 90 20.06 20.59 100 18.85 19.94 110 17.66 18.41 120 16.49 17.31 [1]

苯甲苯液体粘度见下表[1]：

mPa 苯 甲苯 80 0.308 0.311 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 120 0.215 0.228 2.2 精馏塔的物料衡算

2.2.1 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA=78.11 kgkmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kgkmol

xF==0.281 xD==0.957 xW==0.024

2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF= 0.281×78.11+（1-0.281）×92.13=88.19kgkmol MD= 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kgkmol MW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kgkmol 2.2.3 物料衡算

生产能力 9400kg===2.298 则操作回流比为

R= 1.25Rmin =1.25×2.298=2.873 2.4.1.3精馏塔气、液相负荷的确定

L=RD=2.873×119.43=343.12kmol===1581.1个 依式4-32[1]计算塔板上开孔区的开孔率为φ，即

φ=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范围内） 每层塔板上的开孔面积Ao为 Ao=φAa=0.101×0.308=0.0311m2 气体通过阀孔的气速为

u0==ms

3.5 塔有效高度Z（精馏段）

Z=（14-1）×0.4=3.6m

第四章 浮阀的流体力学验算

4.1浮阀塔的布置

选用十字架型圆盘浮阀，阀径为φ50mm。阀重30-32克。塔板上孔径为φ40mm,最大开度8mm。 4.1.1.开孔速度

由公式[Wo]kp=()0.51求阀孔的临界速度。 精馏段[Wo]kp=()0.51=6.92ms 提留段[Wo]kp=()0.51=6.61ms 上下两段相应的阀孔动能因数为： Fo=6.29×=11.33 Fo1=6.61×=11.32 均属于正常操作范围。 4.1.2.开孔率

由公式φ＝×100%求得： 精馏段φ＝×100%=13.3% 提留段φ＝×100%=11.9%

考虑到塔板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用φ＝13% 4.1.3.阀孔总面积 由公式Ao=AT×φ%求得： Ao=2.12×13%=0.275m2 4.1.4.浮阀总数

由公式No=Ao(0.785×(do)2)求得： No=0.275(0.785×(0.04)2)=218.9 4.1.5.塔板上布置浮阀的有效操作面积

已知Wd=0.204

取WF=0.070；Wc=0.05; 由公式可求：

x=D2-(Wd+WF)=1.72-(0.204+0.070)=0.576m =D2-Wc=1.72-0.050=0.80m

由公式A=2[x×]可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为： A=2[0.576×]=1.53m 塔板有效操作面积为： =×100%=72.2% 4.1.6.浮阀的排列

浮阀采用等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间间距t1=75mm，由公式t=求得： t==0.093 取t=90mm

4.2 雾沫夹带量ev的验算

液沫夹带量由4-41[1]计算

稳定系数为

K?u0u0,min?11.83?1.73?1.5 6.7故在本设计中无明显漏液。

4.4 液泛验算

为防止塔内发生液泛，降液管内液层Hd高应服从下式

板上不设计进口堰，

则本设计中不会发生液泛现象。

根据以上塔板的各项流体力学验算。可以认为精馏段塔径及工艺尺寸是合适的。

第五章 塔板负荷性能图

5.1 雾沫夹带线

依据式4-41[1]

以ev=0.1 kg液kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 由

ua==

lw=0.528m

，， 等代入4-44[1]及式4-46[1]的联立式得：

0.5(0.3?0.039)?0.303?0.0860Vs?1.342Ls22/3?0.047?1372Ls?2.2Ls22/322/3 Vs2?1.6?15953.5Ls?29.56Ls （2）

在操作范围内取若干个值，，依（2）式计算值，，列于附表2，依表中数据做液泛线

附表2

Ls，m3s Vs，m3s

0.00003 1.421

0.00006 1.316

0.0005 1.145

0.001 0.927

由上表数据可以作出液泛线（2），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：.

5.3 液相负荷上限线

取液体在降液管中停留时间为4秒，，由式4-29[1]

HT.Af0.4?0.035?0.0035m2s （3） 4 Ls,max???

液相负荷上限线（3）在---坐标图上为与气体流量无关的垂直线。如下图三所示：

（四） 漏液线(气相负荷下限线)（4） 由 hL?hw?how?0.047?2.2Ls2/3

uow?4.43CoVs,minAo?0.0056?0.13hL?h???L/?V

?4.4?0.840.0056?0.0130.039?0.8462Ls??2/3.23??0.0020?839

2.88前面已算出为0.0311 代入上式整理得：

Vs,min?3.140.01003?0.122Ls2/3 （4）

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个值，，依（4）式计算相应的值，列于附表3，

附表3

Ls，m3s Vs，m3s

0.0001 0.3379

0.0005 0.3409

0.001 0.3479

0.005 0.3621

依据附表3中的数据做气相负荷下限线（4），如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示： （五）液相负荷下限线（5）

取平堰，堰上液层高度作为液相负荷下限条件 依式4-45 [1] 取 则

整理上式得

（5）

依此值在----图上做线（5）即为液相负荷下限线。如附录四：设计图纸4. 塔板的负荷性能图所示：

第六章 换热器的设计计算与选型

6.1 原料预热器的计算

6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在进料前经过初步的预热，加热介质用塔釜留出产品的余热加热，混合物料通入管程，塔釜产品通过壳程。 6.1.2 混合物料的初始温度为湘潭市地区平均气温17.4℃，出口温度为40℃，故混合物料的定性温度tm=（17.4+40）2=28.7℃，

塔釜产品的初始温即为塔釜温度，根据试差法计算得塔釜温度为82.1℃.其出口温度为40℃，则产品的定性温度为Tm=（81.1+40）2=60.05℃.

两流体的温差为Tm-tm=60.05-28.7=31.35℃＜50℃ 因此，选用固定板式列管换热器。 6.1.3 计算热负荷Q按照管内釜残液计算，即

Q=Whcph(T1-T2)=错误！未找到引用源。=1.034×106W 6.1.4.计算平均温度，并确定壳程数。

逆流温度

Δtm’=(Δt1-Δt2)=错误！未找到引用源。=30.8℃ Δtm’=30.8℃

R=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=1.82 P=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=0.355 由R和P插图2-13（a）得φΔt=1，所以 Δtm=φΔtΔtm’=1×30.8=30.8℃

又φΔt=＞0.8，故可选用单壳程的列管换热器。 6.1.5.初选换热器规格

℃)。故初选固定管板式换热器规格尺寸如下[3]：

公称面积 12.2m2 公称直径 325mm 管程 2 管子总根数 32 中心排管数 14 管程流通面积 0.0050m2 列管长度 3000mm 管子直径 φ25×2.5mm 管子排列方法 正方形旋转45°

So=错误！未找到引用源。ndo(L-0.1)=3.14×32×0020×2.999=6.03m2

6.2.塔釜再沸器

塔釜采用0.6mpa(表压)饱和水蒸汽加热，温度T=164.8℃而t2=120，t1=tw=97.6

则Δt1=T-t1= 67.2℃ .Δt2=T-t2=44.8℃ Δtm=错误！未找到引用源。=55.31℃

由于塔釜几乎为甲苯，则可用纯甲苯含计算釜残液的含。 即：Ivm-Ilm=r甲苯=363×92.13=33443.20kJkmol 而被加热量qm=Vs3600=59.153600=0.0164kmols 故加热量Qw=qmr=33443.2×0.0164=549.5kJs

由于Δt=t2-t1=22.4℃温度差很小，可选用固定管板式换热器[3]， 传热面积A=QwKΔtm=459.5×1000(500×55.31)=11.62m2

可选用换热器规格如下：

公称面积 12.2m2 公称直径 400mm 管程 4

管子总根数 中心排管数

146 14

管程流通面积 0.0065m2 列管长度 1500mm 管子直径 φ25×3mm 管子排列方法 正三角形

6.3.塔顶全凝器

塔顶温度tD=81.1℃,冷凝水温度t1=17.4℃，t2=30.4℃ 所以Δt1=tD-t1=81.1-17.4=63.7℃ Δt2=tD-t2=81.1-30.4=50.7℃

Δtm=错误！未找到引用源。=57.04℃

由于tD=81.1℃，查液体比汽化热共线图[1]可得r苯=392kJkg 即r苯=30619.12kJkmol

则冷凝热为QD=qmr苯=30619.12×0.0128=393.24kJs 取传热系数K=500wcm2k.

则传热面积A=QDKΔtm=393.24×1000(500×57.04)=13.8m2 由于Δt=t2-t1=13℃温度差较小，可选用固定管板式换热器[3]。 可选用规格如下：

公称面积 公称直径 管程 管子总根数 中心排管数 流通面积 列管长度

14.0m2 400mm 2 94 11 0.0148m2 2000mm

管子直径 管子排列方法

φ25×2.5mm 正三角形