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图min二、作N（R+1）-R/R图min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，Wa 0.3F W a 0.01D 0.42F 0.013W 0.99D 0.28F WD 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＝＝FFa 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，ht 2.48.80.2724D ht 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：()∑=Ni i ijj j M aM a x 1＝同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率解得，hkmol 65.78h kmol 30.74hkmol 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 操作温度与压力的确定一、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：∑==ni ii p p y 11 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 ni 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(111,==-+∑∑==Ci Ci i i Fi x eK x1.0=e （质量分率）试差法求进料温度将代入方程式的结果列如下表中：106.02995.05564.02995.03268.0,=--=--=ii i F i x y x x e （摩尔分率）第三节 最小回流比的确定（P502）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21)1(75.0minmin567.0+-=+-=-=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），smPa s mPa smPa c b a ⋅=⋅=⋅=29.025.023.0μμμ191185547.01.10285547.04.15=+=======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。

附：温度压力汇总表第八节塔径计算（《课程设计》P65）一、精馏段塔径查图得，32313231/4.3/9.2/800/807m kg mkg 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mN mN /0212.0/0209.021==σσ气相负荷因数0908.0)02.0(2.020==σC C最大容许气速s m Cu VVL /152.1max =-=ρρρ 二、提馏段塔径试差法得,℃3.125=t查图得,333231333231/9.3/5.3/0.3/749/756/761mkg 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：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，mmh m D b mD 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20689.00878.0143143.0mA 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%34.171414.3039.0414.311422=⨯⨯⨯=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%08.201414.3039.0414.313222=⨯⨯⨯=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323)(1084.2wL L Lk h -⨯=w 5.2wl 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323)(1084.2wL L Lk h -⨯=w 5.2wl 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(311=++⨯-+=+++=∑-=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℃，80680280621===m ρρρP106,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 ρP106,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/sP106,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 mt t ε 总传热面积297.9336004.206001013.4m t K Q A m =⨯⨯⨯==ϕ△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 mg u d L H f f 452.222181.98.806105.12.222)2(52=++⨯⨯=++==+=△△△△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。