苯-甲苯浮阀式精馏塔的设计

吉林化工学院化工原理课程设计 化工原理课程设计任务 一 设计目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计 二 任务要求 设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯， 具体工艺参数如下： 原料加料量 F=75kmol/h 进料组成 xf=0.41 馏出液组成 釜液组成 塔顶压力 单板压降 进料状态 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计的选择及说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高 4、辅助设备选型与计算设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔设备条件图 目 录 1 任务书 目 录 Ⅱ 摘 要 1 2 第 1 章 绪论 2 1.1 设计流程 2 1.2 设计思路 4 第 2 章 精馏塔的工艺设计 4 2.1 产品浓度的计算 5 2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 6 2.3 物料衡算 7 2.4 精馏段和提馏段操作线方程 7 2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 7 2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 8 第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 8 3.1 物性数据计算 10 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 12 3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 15 3.4 塔板流体力学校核 17 3.5 塔板符合性能图 21 第 4 章 热量衡算 21 4.1 热量衡算示意图 21 4.2 热量衡算 25 第 5 章 塔附属设备的计算 25 5.1 筒体与封头 25 5.2 除沫器 25 5.3 裙座 25 5.4 塔总体高度的设计 26 5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 27 5.6 进料管的设计 27 5.7 泵的选型 28 5.8 贮罐的计算 29 第 6 章 结论 29 6.1 结论 29 6.2 主要数据结果总汇 30 结 束 语 参考文献 31 32 附录1主要符号说明 34 附录2 程序框图 35 附录3 精馏塔工艺条件图 36 附录4 生产工艺流程图 37 教 师 评 语 摘 要 本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.44，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.965，塔底釜液摩尔分数为0.035。 综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为16块，其中精馏段塔板数为7块，提馏段塔板数为9块。根据经验是算得全塔效率为0.535，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为13块，提馏段实际板数为15块，实际加料板位置在第14块板。由精馏段的工艺计算得到塔经1m，塔总高16.8m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.48。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用133.3℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。 关键词：苯—甲苯 浮阀精馏 物料衡算 绪论 设计流程 本设计任务为分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 设计流程框图如下： 任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。 1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 设计思路 本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。 要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。 1.2.1加热方式 本设计的加热方式为塔底间接加热。 1.2.2回流比的选择 选择操作回流比为最小回流比的2倍。 1.2.3塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。 1.2.4设计流程图 精馏塔的工艺设计 产品浓度的计算 M苯=78.11 ， M甲苯=92.14 摩尔分数 XF= XD= XW= 摩尔质量 MF=XFM苯+（1-XF）M甲苯=0.44 kg/kmol 2.2 平均相对挥发度的计算 温度计算 表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1] 温度 /0C 苯/%(mol分率) 温度 /0C 苯/%(mol分率) 温度 /0C 苯/%(mol分率) 液相 气相 液相 气相 液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.6 30.0 50.0 86.8 70.0 85.3 80.2 100.0 100.0 用内插法求得 、 、 : : : 故由上塔顶温度 气相组成 进料温度 气相组成 塔底温度 气相组成 由上温度和气相组成来计算相对挥发度 则精馏段平均相对挥发度 提馏段平均相对挥发度 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 2.2.1 最小回流比的计算 由Antonie方程 ， ——温度T时的饱和蒸汽压 T——温度，K A,B,C——Antonie常数 表2.2 [1] A B C 苯 16.0137 3096.52 -53.67 甲苯 15.9008 2788.51 -52.36 则 ： 故 气液相回流方程 2.2.2 适宜回流比的确定 设计中令回流比 物料衡算 F : 进料量（Kmol/s） =0.44 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s） =0.965塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s） =0.035塔底组成 进料量 ： 物料衡算式为 ： 因R=1.76 表2.3物料衡算结果表1 物料 流量（kmol/s） 组成 进料F 0.026 苯 0.44 甲苯 0.59 塔顶产品D 0.011 苯 0.965 甲苯 0.043 塔底残夜W 0.015 苯 0.035 甲苯 0.988 表2.4 物料衡算结果表2 物料 物流（kmol/s） 精馏段上升蒸汽量 0.030 提馏段上升蒸汽量 0.029 精馏段下降液体量 0.019 提馏段下降液体量 0.044 精馏段和提馏段操作线方程 精馏段操作线方程 ： （1） 提馏段操作线方程 ： （2） 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） 因 ，得出相平衡方程 或 （3） 又因为塔顶有全凝器，所以 代入相平衡方程得 代入（1）式得 再代入（3）式得 反复计算得 将 代入（2）式得 代入（3）得 反复计算得 总理论板数为16块（包括再沸器），第8块板加料，精馏段需7块板，提馏段需9块。 全塔效率、实际板数及实际加料位置 板效率用奥康奈尔公式 计算 塔顶与塔釜平均温度为 t=95.38 时，由《化学化工物性数据手册》查得 则 EMBED Equation.3 EMBED Equation.3 故 即全塔效率 则精馏段实际板数 提馏段实际板数 故实际板数为 ，实际加料位置为第14块塔板。 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 物性数据计算 3.1.1 操作压强的计算 塔顶操作压力 取每层塔板压降为 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.1.2 操作温度的计算 因 则精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.1.3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量计算 由相平衡方程得 ，则 进料板平均摩尔质量计算 塔底平均摩尔质量计算 精馏段平均摩尔质量计算 提馏段平均摩尔质量计算 3.1.4 液体平均粘度的计算 液体平均粘度依 计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板液体平均粘度的计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 塔底液体粘度计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 精馏段液相平均粘度为： 提馏段液相平均粘度为： 3.1.5 平均密度的计算 （1）气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 提馏段 （2）液相平均密度的计算 液相平均密度依 又 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板，由加料板液相组成， 则 时，查《化学化工物性数据手册》得 Tw=109.86℃时，查《化学化工物性数据手册》得 故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为 3.1.6 液相平均表面张力的计算 有公式 计算 塔顶液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 进料板液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 塔底液相平均表面张力 时，查《化学化工物性数据手册》得 精馏段平均表面张力为 提馏段平均表面张力为 精馏塔主要工艺尺寸的计算 3.2.1 塔径的计算 气液相体积流量为 精馏段： 提馏段： 则，精馏段由 ,C可由： 则 , 图3-1.史密斯关联图[1] 查史密斯关联图得 , 取安全系数为0.8，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为D=1m 塔截面积为 实际空塔气速为 同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 取板间距 板上液层高度 ,则 ，查史密斯关联图得 取安全系数为0.7，则 按标准塔径圆整后 塔截面积为 实际空塔气速为： 3.2.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 故精馏塔的有效高度为: 塔板主要工艺尺寸的计算 3.3.1 溢流装置计算 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 取 (2)溢流堰高度 精馏段：由 ,选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则 取板上层清液高度 ,则： 提馏段： 取 (3)弓形降液管高度 和截面积 精馏段：由 ， 图3-2.弓形降液管的宽度和面积[5] 查弓形降液管的参数图得： 验算液体在降液管中停留时间，即： 故降液管设计合理 提馏段：因 则 ，故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 取降液管底隙的流速 ，则 精馏段： 提馏段： 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 3.3.2 塔板布置 本设计塔径 取阀孔动能因子 ,则 精馏段孔速 取 每层塔板上浮阀数目为： 取边缘区宽度 ,破沫区宽度 计算塔板上的鼓泡区面积，即： 同理提馏段孔速 每层塔板上的浮阀数目为： 取边缘区宽度为 ，破沫区宽度 因 故塔板上的鼓泡区面积 取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数 功能因数,则： 精馏段: 塔板开孔率为： 提馏段: 塔板开孔率为： 塔板流体力学校核 3.4.1 干板阻力 气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据 计算塔板压降 精馏段： 因 ，故： 提馏段： 因 ，故： 3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上液层高度 ，所以 则，精馏段 换算成单板压强降 提馏段 换算成单板压降 3.4.3 淹塔（液泛） 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度 ， 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 精馏段： 提馏段： 液体通过降液管的压头损失： 精馏段： 提馏段： 板上液层高度：精馏段 ，则 提馏段 ，则： 取 已选定 则，精馏段 ,所以符合防止淹塔的要求 提馏段 ,所以符合防止淹塔的要求。 3.4.4 物沫夹带 由公式：泛点率= 板上液体流经长度： 板上液流面积： 图3-3 泛点负荷因数[1] 则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得 ，带入公式有： 泛点率 提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得 泛点率 物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量 应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。 塔板符合性能图 3.5.1 物沫夹带线 泛点率= 据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。按泛点率80%计算： 精馏段 整理得： 由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个 ： 表3-1物沫夹带曲线表1 0 0.01 0.758 0．6211 提馏段 整理得： 在操作范围内取两个 : 表3-2物沫夹带曲线表2 0 0.01 0.695 0.569 3.5.2 液泛线 由此确定液泛线，忽略式中 精馏段 整理得 提馏段 整理得 在操作范围内，任取若干个 值，算出相应的 值 表3-3液泛线 精馏段 提馏段 0 3.17 0 2.99 0.0002 3.10 0.0002 2.93 0.0005 3.04 0.0005 2.87 0.0008 2.99 0.0008 2.83 3.5.3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s 液体降液管内停留时间 -5s 以=5s为液体在降液管中停留时间的下限,则 = 3.5.4 漏液线 对于 型重阀,依 =5作为规定气体最小符合的标准，则 精馏段 提馏段 3.5.5 也想负荷下限线 取堰上液层高度 =0.006m，作为液相负荷下限条件，依=0.006，计算出 的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线： 取E=1.0,则 由以上1-5作出塔板负荷性能图 图3-4精馏段塔板负荷性能图 图3-5提留段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可看出 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区的适中位置。 踏板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下线由漏液控制。 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出踏板的气相负荷上限（ =0.068（0.0625） /s，气相负荷下限 =0.032（0.030） /s ，所以精馏段操作弹性为 ，提馏段操作弹性为 热量衡算 热量衡算示意图 热量衡算 4.2.1 加热介质的选择 选择饱和水蒸气，温度133.3 ，工程大气压为300KPa 原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。 4.2.2 冷却剂的选择 本设计建厂选在吉林，平均气温为25 ，故选用25 的冷却水，温升10 ，即冷却水的出口温度为35 。 4.2.3 热量衡算 （1）冷凝器的热负荷 蒸发潜化热的计算： 蒸发潜化热与温度的关系： 式中 ——蒸发潜热 ——对比温度 表4.1 沸点下蒸发潜热列表[6] 物质 沸点/ 蒸发潜热 苯 80.01 393.9 562.10 甲苯 110.63 363 591.72 由表2.1使用内插法，计算出 由上知 ,故由Pitzer偏心因子法 式中 ——偏心因子 ——对比温度 故： 式中 ——塔顶上升蒸汽的焓 ——塔顶溜出液的焓 又 式中 ——塔顶液体质量分数 R=1.76 (2）冷却水消耗量 式中 ——冷却水消耗量，kg/s ——冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg ) ——冷却戒指在冷凝器进出口的温度， 故 此温度下冷却水的比热容 ，所以： （3）加热器热负荷及全塔热量衡算 表4.2 苯、甲苯液态比热容[6] 温度 苯 甲苯 0 1.507 1.630 20 1.716 1.681 40 1.767 1.757 60 1.828 1.834 80 1.881 1.902 100 1.953 1.970 120 2.047 2.073 表4.3 计算得苯、甲苯在不同温度下混合物的比热容 物质 塔顶 塔釜 进料 精馏段 提馏段 苯 1.885 1.999 1.934 1.909 1.964 甲苯 1.906 2.021 1.952 1.929 1.982 由表4.3 ，精馏段 ： 苯： 甲苯： 提馏段： 苯： 甲苯： 塔顶流出液的比热容： 塔釜溜出液的比热容： 以进料焓，即 时的焓值为基准： 对全塔进行热量衡算： 塔釜热损失为10%，则 故 式中 ——加热器理想热负荷 ——加热器实际热负荷 ——塔顶溜出液带出热量 ——塔底溜出液带出热量 加热蒸汽消耗量： 查得 故 表4.4 热量衡算结果表 符号 数值 871.93 20.52 0 -0.331 0.393 968.88 0.447 塔附属设备的计算 筒体与封头 筒体 壁厚选4mm，所选材质为 。 封头 选取椭圆形封头，由公称直径300mm，查得曲面高度 ，直边高度 ，故选用封头 除沫器 空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。 这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取： ,系数 除沫器直径： 故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，规格40-100，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝 裙座 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为300mm,取裙座壁厚16mm，则基础环内径： 基础环外径： 圆整： ，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径去 。 手孔 由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应便于人的手臂可以伸入塔内，一般每隔4—5m才设一个手孔，本塔中共34块板，须设5个手孔，每个孔直径为100mm。 塔总体高度的设计 5.4.1塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。 5.4.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。 5.4.3 塔总体高度 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 5.5.1 冷却器 选取管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。当气体流入冷凝器时，使其液膜厚度减薄，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。 取冷凝器传热系数： ，又吉林地区平均温度25 ，10 对于逆流： T 80.9 EMBED Equation.3 82.25 t 25 EMBED Equation.3 35 故冷凝器冷凝面积： 表5.1 选取的冷凝器参数表[7] 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积/ 公称压力/ 159 1 13 2000 25 注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8 标准图号：JB1145-71-2-38 设备型号G273I-25-5 5.5.2 加热器 选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内。蒸汽选择133.3 饱和水蒸气，传热系数： 由热量衡算知 换热面积 表5.2 所选加热器参数表[7] 公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积/ 公称压力/ 159 1 13 2000 25 注：摘自《金属设备》上册P118表2-2-5和P135表2-2-8 标准图号：JB1145-71-2-39 设备型号：G273Ⅱ-25-4 进料管的设计 本次加料选择高位槽加料，所以 可取0.4-0.8m/s。本次取 。 ，查化学化工物性数据手册得 则 式中 ——进料液质量流量，kg/s ——进料条件下的液体密度， ，圆整后 表5.3 所选进料管参数表[8] 内管 外管 半径R 内管重/(kg/m) 75 120 150 1.63 注：摘自《浮阀塔》P197表5-3 泵的选型 为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式： 式中：Z——两截面处位头差 ——两截面处静压头差 ——两截面处动压头差 ——直管阻力 ——管件、阀门局部阻力 ——流体流经设备的阻力 对进料管 可取1.5-2.5m/s 取 ， 提升压头 设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个 弯头， ， 在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算： 表8-3泵的参数表[7] 流量/ 扬程/H/m 转数/r/min 叶轮直径/mm 允许吸上真空度/m 效率/% 6.0 15.7 3400 125 7.5 53 设备型号： 贮罐的计算 以回流罐为例，回流罐通过的物流量 设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数 为0.7，则该罐的容积V计算如下 故回流罐容积可取V=6 结论 结论 我们的课程设计任务：苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计在历时进5个星期后，终于完成了。这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计，我们了解任务设计的基本内容，掌握了它的主要程序和方法，培养了和解决工程实际问题的能力，更重要的是树立正确的设计思想，加强了 个人的独立完成任务的能力。 根据4个多星期的数据计算处理，得出了一些主要的基本数据，由所选参数在进行校核可知： 冷却水消耗量Wc= Kg/h ，塔顶馏出液带出热量 =-2617.96KJ/h ，塔底馏出液带出热量 =5188.40KJ/h ，加热蒸汽消耗量Wh = 101.47Kg/h。由精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为G159I-25-2，塔底再沸器的型号为G273II-25-3。 本次设计计算结果均符合设计要求，故本次设计是合理的。 主要数据结果总汇 表6.1 设计浮阀塔板的主要结果汇总表 项目 符号 单位 计 算 数 据 精馏段 提馏段 塔径 m 1 1 板间距 m 0.45 0.45 空塔气速 u m/s 1.085 1.003 堰长 m 0.8 0．8 堰高 m 0.048 0.375 板上清液层高度 m 0.06 0.06 降液管底隙高 m 0.031 0.018 浮阀数 110 110 阀孔气速 m/s 7.11 6.69 浮阀动能因子 10．96 10.77 临界阀孔气速 m/s 5.92 5.53 孔心距 t m 0.075 0.075 单板压降 Pa 621.84 615.96 降液管内液层高度 m 0.1398 0.1577 泛点率 F % 74.75 78.12 气相负荷上限 0.758 0.695 气相负荷下限 0.032 0.030 操作弹性 1.48 1.42 塔板类型 单溢流弓形降液管 结束语 化工原理课程设计是化工原理教学中的一个环节，它要求对化工原理课程的各个方面都比较熟悉，特别是计算部分对化工原理课程掌握的要求度更高，并且对设备的选型及设计要有一定的了解，对化工绘图能力要有一定的要求。通过这段期间的课程设计，我对化工原理设计有了进一步的认识，而且对化工原理精馏这一个章节的知识更加熟悉，可以说是进一步的巩固了。 此外，课程设计是对以往学过的知识加以检验，它能够培养我们理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更使我们深入的理解和认识了化工生产过程，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。 设计过程中还培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了我所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加深刻地认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。 在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我知道那只是暂时的。在老师和同学们的帮助下，我克服了种种困难课程设计圆满完成了。我更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。 在此，特别感谢王卫东老师，您的指导使得我的设计工作得以圆满完成。此外，在设计过程中还得到了许多同学的热心帮助，一并给以衷心的感谢 参考文献 [1] 马晓迅，夏素兰，曾庆荣主编.化工原理[M]. 北京：化学工业出版社.2010 [2]王卫东主编.化工原理课程设计[M]. 北京：化学工业出版社.2011.9 [3]陈敏恒,从德滋,方图南,等.化工原理(上、下册第三版)[M]. 北京：化学工业出版社.2006 [4]中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上)[M] 北京:化学工业出版社,2003 [5]唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程,第一版[M] 哈尔滨：哈尔滨工业大学出版社,2005 [6]匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京：化学工业出版社，2002 [7]刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)[M]. 北京：化学工业出版社，2002 附录1主要符号说明 符号 意义 计量单位 M 摩尔质量 kg/kmol F 进料率 kmol/s D 塔顶采出率 kmol/s W 塔底采出率 kmol/s q 进料热状况 x 液相摩尔分率 y 气相摩尔分率 R 回流比 L 液相负荷 kmol/s V 气相负荷 kmol/s NT 理论塔板数 - Np 实际塔板数 - P 操作压力 Pa t 温度 ℃ ρ 密度 kg/m3 σ 表面张力 mN/m μ 粘度 mPa·s VS 气相体积流率 m3/s LS 液相体积流率 m3/s umax 最大空塔气速 m/s HT 板间距 m hL 板上清液高度 m C20 负荷系数 C 负荷因子 m/s u 空塔气速 m/s D 塔径 m AT 塔截面积 m2 Z 有效高度 m lW 堰长 m hW 溢流堰高度 m hOW 堰上液层高度 m Wd 降液管宽度 m Af 截面积 m2 降液管中停留时间 s h0 降液管底隙高度 m Ws 边缘区宽度 m Wc 无效区宽度 m Aa 开孔区面积 m2 t 孔中心距 mm n 浮阀数目 个 φ 开孔率 h 阻力 Pa E 液流收缩系数 - ET 塔板效率 - K 稳定系数 Hd 降液管内液层高 m CP 比热容 kJ/(kmol℃) Q 热量 kJ/h 潜化热 kJ/kg 蒸汽用量 kg/h Fo 气体的阀孔动能因子 kg0.5/(s·m0.5) g 重力加速度 m/s2 N 塔板数目 - hc 与干板压强降相当的液柱高度 m 下标 A，1 轻组分 B，2 重组分 D 馏出液 F 加料 m 平均值 W 釜液 L 液相 V 气相 附录2 程序框图 附录3 精馏塔工艺条件图 附录4 生产工艺流程图 精馏塔主要工艺尺寸的设计 精馏塔的工艺设计 热量衡算 塔的附属设备及主要附件的选型 绘制工艺流程图和工艺条件图 5 4 3 2 F 1 W D F 2 F F 开始 结束 yn=Xn N n 用汽液相平衡方程x=y/（� EMBED Equation.DSMT4 ���-（� EMBED Equation.DSMT4 ���-1）y）求出Xn Xn>Xq 由精馏段操作线方程 y=0.63x+0.354求出yn Xn>Xw 由提馏段操作线方程 y=1.52x-0.018求出yn n = n+1 用汽液相平衡方程x=y/（� EMBED Equation.DSMT4 ���-（� EMBED Equation.DSMT4 ���-1）y）求出Xn 解得理论板数和进料板位置 n = n+1 输入� EMBED Equation.3 ���=� EMBED Equation.3 ���=0.931，� EMBED Equation.DSMT4 ���=2.52，n=1，xq=0.44，xw=0.035 - 1 - _1234568017.unknown _1234568145.unknown _1234568209.unknown _1234568241.unknown _1234568273.unknown _1234568289.unknown _1234568297.unknown _1234568301.unknown _1234568305.unknown _1234568307.unknown _1234568308.unknown _1234568309.unknown _1234568306.unknown _1234568303.unknown _1234568304.unknown _1234568302.unknown _1234568299.unknown _1234568300.unknown _1234568298.unknown _1234568293.unknown _1234568295.unknown _1234568296.unknown _1234568294.unknown _1234568291.unknown _1234568292.unknown _1234568290.unknown _1234568281.unknown _1234568285.unknown _1234568287.unknown _1234568288.unknown _1234568286.unknown _1234568283.unknown _1234568284.unknown _1234568282.unknown _1234568277.unknown _1234568279.unknown _1234568280.unknown _1234568278.unknown _1234568275.unknown _1234568276.unknown _1234568274.unknown _1234568257.unknown _1234568265.unknown _1234568269.unknown _1234568271.unknown _1234568272.unknown _1234568270.unknown _1234568267.unknown _1234568268.unknown _1234568266.unknown _1234568261.unknown _1234568263.unknown _1234568264.unknown _1234568262.unknown _1234568259.unknown _1234568260.unknown _1234568258.unknown _1234568249.unknown _1234568253.unknown _1234568255.unknown _1234568256.unknown _1234568254.unknown _1234568251.unknown _1234568252.unknown _1234568250.unknown _1234568245.unknown _1234568247.unknown _1234568248.unknown _1234568246.unknown _1234568243.unknown _1234568244.unknown _1234568242.unknown _1234568225.unknown _1234568233.unknown _1234568237.unknown _1234568239.unknown _1234568240.unknown _1234568238.unknown _1234568235.unknown _1234568236.unknown _1234568234.unknown _1234568229.unknown _1234568231.unknown _1234568232.unknown _1234568230.unknown _1234568227.unknown _1234568228.unknown _1234568226.unknown _1234568217.unknown _1234568221.unknown _1234568223.unknown _1234568224.unknown _1234568222.unknown _1234568219.unknown _1234568220.unknown _1234568218.unknown _1234568213.unknown _1234568215.unknown _1234568216.unknown _1234568214.unknown _1234568211.unknown _1234568212.unknown _1234568210.unknown _1234568177.unknown _1234568193.unknown _1234568201.unknown _1234568205.unknown _1234568207.unknown _1234568208.unknown _1234568206.unknown _1234568203.unknown _1234568204.unknown _1234568202.unknown _1234568197.unknown _1234568199.unknown _1234568200.unknown _1234568198.unknown _1234568195.unknown _1234568196.unknown _1234568194.unknown _1234568185.unknown _1234568189.unknown _1234568191.unknown _1234568192.unknown _1234568190.unknown _1234568187.unknown _1234568188.unknown _1234568186.unknown _1234568181.unknown _1234568183.unknown _1234568184.unknown _1234568182.unknown _1234568179.unknown _1234568180.unknown _1234568178.unknown _1234568161.unknown _1234568169.unknown _1234568173.unknown _1234568175.unknown _1234568176.unknown _1234568174.unknown _1234568171.unknown _1234568172.unknown _1234568170.unknown _1234568165.unknown _1234568167.unknown _1234568168.unknown _1234568166.unknown _1234568163.unknown _1234568164.unknown _1234568162.unknown _1234568153.unknown _1234568157.unknown _1234568159.unknown _1234568160.unknown _1234568158.unknown _1234568155.unknown _1234568156.unknown _1234568154.unknown _1234568149.unknown _1234568151.unknown _1234568152.unknown _1234568150.unknown _1234568147.unknown _1234568148.unknown _1234568146.unknown _1234568081.unknown _1234568113.unknown _1234568129.unknown _1234568137.unknown _1234568141.unknown _1234568143.unknown _1234568144.unknown _1234568142.unknown _1234568139.unknown _1234568140.unknown _1234568138.unknown _1234568133.unknown _1234568135.unknown _1234568136.unknown _1234568134.unknown _1234568131.unknown _1234568132.unknown _1234568130.unknown _1234568121.unknown _1234568125.unknown _1234568127.unknown _1234568128.unknown _1234568126.unknown _1234568123.unknown _1234568124.unknown _1234568122.unknown _1234568117.unknown _1234568119.unknown _1234568120.unknown _1234568118.unknown _1234568115.unknown _1234568116.unknown _1234568114.unknown _1234568097.unknown _1234568105.unknown _1234568109.unknown _1234568111.unknown _1234568112.unknown _1234568110.unknown _1234568107.unknown _1234568108.unknown _1234568106.unknown _1234568101.unknown _1234568103.unknown _1234568104.unknown _1234568102.unknown _1234568099.unknown _1234568100.unknown _1234568098.unknown _1234568089.unknown _1234568093.unknown _1234568095.unknown _1234568096.unknown _1234568094.unknown _1234568091.unknown _1234568092.unknown _1234568090.unknown _1234568085.unknown _1234568087.unknown _1234568088.unknown _1234568086.unknown _1234568083.unknown _1234568084.unknown _1234568082.unknown _1234568049.unknown _1234568065.unknown _1234568073.unknown _1234568077.unknown _1234568079.unknown _1234568080.unknown _1234568078.unknown _1234568075.unknown _1234568076.unknown _1234568074.unknown _1234568069.unknown _1234568071.unknown _1234568072.unknown _1234568070.unknown _1234568067.unknown _1234568068.unknown _1234568066.unknown _1234568057.unknown _1234568061.unknown _1234568063.unknown _1234568064.unknown _1234568062.unknown _1234568059.unknown _1234568060.unknown _1234568058.unknown _1234568053.unknown _1234568055.unknown _1234568056.unknown _1234568054.unknown _1234568051.unknown _1234568052.unknown _1234568050.unknown _1234568033.unknown _1234568041.unknown _1234568045.unknown _1234568047.unknown _1234568048.unknown _1234568046.unknown _1234568043.unknown _1234568044.unknown _1234568042.unknown _1234568037.unknown _1234568039.unknown _1234568040.unknown _1234568038.unknown _1234568035.unknown _1234568036.unknown _1234568034.unknown _1234568025.unknown _1234568029.unknown _1234568031.unknown _1234568032.unknown _1234568030.unknown _1234568027.unknown _1234568028.unknown _1234568026.unknown _1234568021.unknown _1234568023.unknown _1234568024.unknown _1234568022.unknown _1234568019.unknown _1234568020.unknown _1234568018.unknown _1234567953.unknown _1234567985.unknown _1234568001.unknown _1234568009.unknown _1234568013.unknown _1234568015.unknown _1234568016.unknown _1234568014.unknown _1234568011.unknown _1234568012.unknown _1234568010.unknown _1234568005.unknown _1234568007.unknown _1234568008.unknown _1234568006.unknown _1234568003.unknown _1234568004.unknown _1234568002.unknown _1234567993.unknown _1234567997.unknown _1234567999.unknown _1234568000.unknown _1234567998.unknown _1234567995.unknown _1234567996.unknown _1234567994.unknown _1234567989.unknown _1234567991.unknown _1234567992.unknown _1234567990.unknown _1234567987.unknown _1234567988.unknown _1234567986.unknown _1234567969.unknown _1234567977.unknown _1234567981.unknown _1234567983.unknown _1234567984.unknown _1234567982.unknown _1234567979.unknown _1234567980.unknown _1234567978.unknown _1234567973.unknown _1234567975.unknown _1234567976.unknown _1234567974.unknown _1234567971.unknown _1234567972.unknown _1234567970.unknown _1234567961.unknown _1234567965.unknown _1234567967.unknown _1234567968.unknown _1234567966.unknown _1234567963.unknown _1234567964.unknown _1234567962.unknown _1234567957.unknown _1234567959.unknown _1234567960.unknown _1234567958.unknown _1234567955.unknown _1234567956.unknown _1234567954.unknown _1234567921.unknown _1234567937.unknown _1234567945.unknown _1234567949.unknown _1234567951.unknown _1234567952.unknown _1234567950.unknown _1234567947.unknown _1234567948.unknown _1234567946.unknown _1234567941.unknown _1234567943.unknown _1234567944.unknown _1234567942.unknown _1234567939.unknown _1234567940.unknown _1234567938.unknown _1234567929.unknown _1234567933.unknown _1234567935.unknown _1234567936.unknown _1234567934.unknown _1234567931.unknown _1234567932.unknown _1234567930.unknown _1234567925.unknown _1234567927.unknown _1234567928.unknown _1234567926.unknown _1234567923.unknown _1234567924.unknown _1234567922.unknown _1234567905.unknown _1234567913.unknown _1234567917.unknown _1234567919.unknown _1234567920.unknown _1234567918.unknown _1234567915.unknown _1234567916.unknown _1234567914.unknown _1234567909.unknown _1234567911.unknown _1234567912.unknown _1234567910.unknown _1234567907.unknown _1234567908.unknown _1234567906.unknown _1234567897.unknown _1234567901.unknown _1234567903.unknown _1234567904.unknown _1234567902.unknown _1234567899.unknown _1234567900.unknown _1234567898.unknown _1234567893.unknown _1234567895.unknown _1234567896.unknown _1234567894.unknown _1234567891.unknown _1234567892.unknown _1234567890.unknown