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化工原理课程设计
设计说明书
姓 名 陈 端
班 级 学 号 07014020206
完成日期 2009-10-30
指导教师 梁伯行
化工原理课程设计任务书
(化工07-1,2,3,4适用)
一、 设计说明书题目:
3.456(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书
二、 设计任务及条件
(1).处理量: (3000＋本班学号×300) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);
(2). 进料热状况参数：( 2班)为0.20,
(3). 进料组成: ( 2班) 含苯为25％(质量百分数),
(4).塔底产品含苯不大于2％(质量百分数);
(5). 塔顶产品中含苯为99％(质量百分数)。
装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定), 装置冷却介质为25℃的清水或35℃的循环清水。
三、 设计说明书目录(主要内容) 要求
1) 前言（说明设计题目设计进程及自认达到的目的），
2) 装置工艺流程(附图) 及工艺流程说明
3) 装置物料衡算
4) 精馏塔工艺操作参数确定
5) 适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算
6) 精馏塔主要结构尺寸的确定
7) 精馏塔最大负荷截面处T-1型浮阀塔板结构尺寸的确定
8) 装置热衡算初算确定全凝器、再沸器型号及其他换热器型号
9) 装置配管及机泵选型
10) 适宜回流比经济评价验算(不少于3个回流比比较)
11) 精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价
12) 附图 : 装置工艺流程图、装置布置图、精馏塔结构简图(手绘图)。
四、 经济指标及参考书目
1) 6000元/(平方米塔壁)(塔径1.1～1.4m乘1.3, 塔径1.5～1.8m乘2.0, 塔
径1.9m以上乘2.8),
2) 4500元/(平方米塔板),
3) 4000元/(平方米传热面积),
4) 16元/(吨新鲜水), 8元/(吨循环水),
5) 250元/(吨加热水蒸汽), 设备使用年限10年,
6) 装置主要固定资产年折旧率为10% , 银行借贷平均年利息12.5%。
7) 夏清 陈常贵主编《化工原理》(上. 下) 册修订本【M】天津; 天津大学
出版社2005
8) 贾绍文 《化工原理课程设计》【M】天津; 天津大学出版社2002
2
目录
一、前言 .........................................................................................................................................5
2.1 处理量确定............................................................................................................................5
2.2 设计题目与进程....................................................................................................................5
2.3 概述........................................................................................................................................5
2.4设计方案..............................................................................................................................5
2.4.1塔设备的工业要求......................................................................................................5
2.4.2工艺流程如下..............................................................................................................6
2.4.3流程的说明 ................................................................................................................6
三、精馏塔设计...............................................................................................................................6
3.1工艺条件的确定.....................................................................................................................6
3.1.1苯与甲苯的基础数据......................................................................................................6
3.1.2温度的条件......................................................................................................................7 3.1.3操作压力选定..................................................................................................................7
3 .2精馏塔物料恒算.....................................................................................................................7 3.2.1摩尔分数..........................................................................................................................7 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量......................................................................7 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表..........................................................................8
3.3塔板数计算.............................................................................................................................8 3.3.1.理论塔板数......................................................................................................................8 3.3.2做X-Y曲线.....................................................................................................................8 3.3.3求RMIN............................................................................................................................8 3.3.4求理论塔板数..................................................................................................................8 3.3.5求平均塔效率ET.............................................................................................................8 3.3.6求实际塔板数..................................................................................................................8
3.4有关物性数据的计算 (以精馏段R1为例)..........................................................................9 3.4.1平均压力计算...................................................................................................................9 3.4.2平均摩尔质量计算...........................................................................................................9 3.4.3平均密度计算...................................................................................................................9 3.4.4液体平均表面张力计算...................................................................................................9 3.3.2.5液体的平均粘度..........................................................................................................10
3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算................................................................................................10 3.5.1负荷计算.........................................................................................................................10 3.5.1.1摩尔计算：..............................................................................................................10 3.5.1.2同理得质量计算：..................................................................................................10
3.5.1.3 不同回流比的负荷结果.........................................................................................10
3.5.1.4 Vs和Ls计算.........................................................................................................10
3.5.2塔径的计算.....................................................................................................................10
3.5.3精馏塔有效高度的计算.................................................................................................11
3.5.4塔顶、塔底空间.............................................................................................................11
3.5.4.1塔顶空间HD ...........................................................................................................11
3.5.4.2塔底空间HB ............................................................................................................11
3.5.5塔壁厚计算.....................................................................................................................12
3.6.F1型浮阀塔板设计 .............................................................................................................12
3.6.1溢流装置.........................................................................................................................12
3.6.1.1.堰长lw.....................................................................................................................12
3.6.1.2.出口堰高hw.............................................................................................................12
3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：..........................................................................12
3.6.1.4降液管底隙高度ho..................................................................................................12
3.6.2塔板布置及浮阀数目与排列.........................................................................................12
3.6.3塔板流体力学验算.........................................................................................................13
3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降..................................................................................13
3.6.3.2淹塔..........................................................................................................................14
3.6.3.3雾沫夹带..................................................................................................................14
3.6.4塔板的负荷性能.............................................................................................................14
3.6.4.1雾沫夹带线..............................................................................................................15 3
3.6.4.2液泛线....................................................................................................................15
3.6.4.3液体负荷上限线....................................................................................................15
3.6.4.4漏夜线....................................................................................................................16
3.6.4.5 液相负荷下限线...................................................................................................16
3.7.操作弹性计算....................................................................................................................16
四.热平衡确定热换器...................................................................................................................16
4.1.塔顶全凝器..........................................................................................................................16
4.1.1热负荷Qc ..................................................................................................................16
4.1.2传热面积A....................................................................................................................17
4.1.2.1求平均温度.............................................................................................................17
4.1.2.2 K值选定.................................................................................................................17
4.1.2.3传热面积A.............................................................................................................17
4.1.3 循环水的用量计算.......................................................................................................17
4.1.4热换器选用....................................................................................................................17
4.2.塔底再沸器.............................................................................................................................18
4.2.1热负荷QB......................................................................................................................18
4.2.2传热面积A............................................................................... ......................................18
4.2.2.1求平均温度..............................................................................................................18
4.2.2.2传热面积A计算.....................................................................................................18
4.2.3 过热蒸汽的用量............................................................................................................18
4.2.4再沸器的选用.................................................................................................................18
4.3.原料预热器 ..............................................................................................................................19
4.3.1求平均温度.....................................................................................................................19
4.3.2 求比热和传热的热量....................................................................................................19
4.3.3塔底产品预热给的热量...............................................................................................19
4.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算................................................................................19
4.3.4 预热器选用....................................................................................................................19
4.4塔釜产品冷却器 ..................................................................................................................19
五、经济估算..................................................................................................................................20
5.1 塔主要设备经费计算（R1为例）......................................................................................20
5.1.1塔壁面积计算.................................................................................................................20
5.1.2塔板面积计算.................................................................................................................20
5.1.3主要塔设备费用计算...................................................................................................20
5.1.4固定资产折旧费用.......................................................................................................20
5.2 主要操作费计算（10年）（R1为例）...............................................................................20
5.2.1.清水用量费用................................................................................................................20
5.2.2 过热蒸汽的用量费用....................................................................................................20
5.2.3设备费用和操作费用的总费用p....................................................................................21
5.2.4 银行利息后的总成本P总 ..............................................................................................21
5.3回流比的选择........................................................................................................................21
六、精馏塔附件及其重量计算......................................................................................................21
6.1.储罐........................................................................................................................................21
6.2.精馏塔接管尺寸....................................................................................................................21
6.2.1进料管线管径.................................................................................................................21
6.3.泵的选用................................................................................................................................22
6.4精馏塔重量计算...................................................................................................................22
七．设计结果一览表......................................................................................................................错误！未定义书签。
八.个人总结及对本设计的评述.....................................................................................................错误！未定义书签。
九.参考文献.....................................................................................................................................24
十、附图.....................................................................................................................................错误！ 4
未定义书签。-32
一、前言
化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得 到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。
二、设计方案的确定
2.1 处理量确定
依设计任务书可知，处理量为:300+6*300=4800Kg/h,4800*7200=3.456万吨/年
2.2 设计题目与设计进程
该次设计题目为：3.456万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计。
2.3概述
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.
浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。
2.4 设计方案
2.4.1塔设备的工业要求
总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：
一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或 5
传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.
2.4.2工艺流程如下：
苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）
2.4.3流程的说明
本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中 。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。
本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。
三、精馏塔设计
3.1工艺条件的确定
3.1.1苯与甲苯的基础数据
6
表3.7 液体的汽化热?
3.1.2温 度的条件：
假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.25/78.11)/(0.25/78.11+0.75/92.13)=0.282;同理，xD=0.992，xw=0.024查t-x-y图可得，tD=80.6℃,tW=109.7℃,tF=103.5℃ 精馏段平均温度tm=（80.6*103.5）1/2=91.34℃ 3.1.3操作压力选定
O
最底操作压力：取回流罐物料的温度为45℃，查手册得PA =29.33Kpa，POB =10.00Kpa.由泡点方程XD=(Pmin-POB)/(POA -POB)=0.992,可得Pmin=29.18Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P0=1.5*101.33Kpa=152Kpa
3.2精馏塔物料恒算
3.2.1摩尔分数
由以上可知，摩尔分数为xf=0.282，xD=0.992，xw=0.024 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量
MF=xFMA+(1-xF)MB=0.282×78.11+（1-0.282）×92.13=88.18 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.992× 78.11+(1-0.992) × 92.13=78.22kg/kmol ， MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 ×78.11+(1-0.024) × 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表
7
总物料衡算 D+W=4800 （1） 易挥发组分物料衡算 0.99D+0.02W=0.25×4800 （2） 联立（1）、（2）解得：
F=4800 kg/h=1.33 kg/s=3.456万吨/年 ,F=4800/88.18=54.43 kmol/h=0.015kmol/s
W=3661.9 kg/h= 1.02kg/s= 2.637万吨/年,W=3661.9/91.79=39.92 kmol/h=0.011kmol/s D=1138.1kg/h =0.32 kg/s =0.819万吨/年,D=1138.1/78.22=14.51kmol/h=0.004kmol/s
3.3塔板数计算
3.3.1.理论塔板数
3.3.2做X-Y曲线
作出苯与甲苯的X-Y图如后面的附图所示，因P=1.2P0 故可不对X-Y图进行修正 3.3.3求Rmin
依Q线斜率K=-0.2/0.8=-0.25，且通过(XF,XF)=(0.282,0.282),作出Q线与平衡
线交一点(Xq,Yq)=（0.167，0.32），故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.992-0.32)/(0.32-0.167)=4.39,
3.3.4求理论塔板数
取R1=1.2Rmin=5.3，故 可求精馏段操作方程为： y=0.841x+0.157,
提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02 ，用图解法求出理论塔板数NT=18,进料板
为第10层。
同理得出R2=1.5Rmin=6.595时，
精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118, 提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012 NT=14,进料板为第9层
R3=1.9Rmin=8.34时,
精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106, 提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010 NT=13,进料板为第8层
3.3.5求平均塔效率ET
塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.6*109.7)0.5=94.03℃
分别算出t=94.03℃下得相对挥发度?和μL如下：
?=PO/PO =152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 图查得该温度下X=0.45 ABA
μm=xAμ苯+（1-xA）μ甲苯=0.45*0.2754+ 0.55*0.0.2804=0.278mpa.s
故 ?*μm=0.69
查塔效率关联曲线得ET=0.53
3.3.6求实际塔板数
精馏段实际塔板数 N精=9/0.53=16.98=17 ; 提馏段实际塔板数 N提=8/0.53=16
全塔实际塔板数N=18/0.53=34
同理可得，R2和R3得如下：
R2=1.5Rmin=7.395
精馏段实际塔板数 N精=15 ，提馏段实际塔板数N提=10 ，全塔实际塔板数N=26
R3=1.9Rmin=8.34时,
精馏段实际塔板数 N精=14 ，提馏段实际塔板数N提=10 ，全塔实际塔板数N=25
3.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)
8
3.4.1平均压力计算
取每层压降为?p?0.7Kpa，那么进料板的压力P=152+0.7*10=159KPa 精馏段的平均压力位Pm=(152+159)/2=155.5KPa
同理其他回流比计算结果如下表：
3.4.2平均摩尔质量计算
由 xD=y1=0.992 查 t-x-y图 得x1=0.983
塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.992*78.11+0.08*92.13=78.22Kg/Kmol 塔顶液相平均摩尔分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.983*78.11+0.017*92.13=78.38Kg/Kmol 由xF=0.282,查t-x-y图知:yF=0.491
进料板气相平均摩尔分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.491*78.11+0.509*92.13=85.25Kg/Kmol 进料板液相平均摩尔分子量 MLmF=xFMA+(1-xF)MB=0.282*78.11+0.718*92.13=88.18Kg/Kmol 精馏段气相平均摩尔分子量
MVm?(MVmD?MVmF)/2?(78.22?85.25)/2?81.74Kg/Kmol
精馏段液相平均摩尔分子量 MLm?(MLmD?MLmF)/2?83.28Kg/Kmol
3.4.3平均密度计算
A.气相平均密度
?Vm=Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15))=4.01Kg/m3 同理计算出其他回流比R2和R3的?Vm分别 为：4.00Kg/Kmol和4.00Kg/Kmol
B.液相的平均密度：
塔顶平均密度 由tD =80.6℃,查手册得ρA=814.4Kg/m3 ,ρB=809.5Kg/m3
3 ρLDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m
进料板平均密度 tF=103.5℃ ρA=790.2Kg/m3 ，ρB=789.9Kg/m3 进料板液相的质量分率：aA=0.282*78.11/(0.282*78.11+0.718*92.13) =0.25 ρLFm =1/(0.25/790.2+0.75/789.9)=789.97Kg/m3
精馏段液相平均密度为 ρLm=（ρLDm+ρLFm）/2=802.15 Kg/m3
3.4.4液体平均表面张力计算
由塔顶温度t=80.http://www.niubb.net/6℃ 时,查苯-甲苯表面张力于下表：
表3-10 塔顶苯-甲苯表面张力
组分
表面张力?mN/m
塔顶表面张力： 苯(A) 21.20 甲苯(B) 22.10
σm，顶=0.992×21.20+(1-0.992)×22.10=21.20mN/m
由进料温度 t=103.5℃ 时,查苯-甲苯表面张力于表3-8
表3-11 进料苯-甲苯表面张力
9
组分
表面张力?mN/m
苯(A) 18.20 甲苯(B) 19.60
进料板的表面张力 ：σm，进=0.282×18.20+(1-0.282)×19.60=19.20mN/m
则精馏段平均表面张力为：σm，精=（σm，顶+σm，进）/2=20.20 mN/m
3.3.2.5液体的平均粘度
由塔顶温度t=80.6℃ 时，查手册得μA=0.309mPa.S ,μB=0.315mPas
μL顶=0.992×0.309+(1-0.992)×0.315=0.309mPas
由进料温度 t=103.5℃ 时,查苯-甲苯粘度为：μA=0.254mPa.S ,
μB=0.261mPas μL进 =0.282×0.254+(1-0.282)×0.261=0.59mPas
精馏段液相平均粘度 μL(精) =（μL顶+μL进 ）/2=0.284 mPas
3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3.5.1负荷计算 R1=5.3
3.5.1.1摩尔计算：
L=RD=5.3*14.51=76.90kmol/h=0.021kmol/s,
V=(R+1)D=6.3*14.51=91.41kmol/h=0.025kmol/s
L′=L+qF=76.90+0.2*54.43=87.79kmol/h=0.024kmol/s
V′=V+(q-1)F=91.41-0.8*54.43=47.89kmo l/h=0.013kmol/s
3.5.1.2同理得质量计算：
L=6031.93kg/h=1.68kg/s , V=7170.03kg/h=1.99kg/s
L′=6991.93kg/h=1.94kg/s , V′=3330.03kg/h=0.93kg/s
3.5.1.3 不同回流比的负荷结果
同理得出R2=1.5Rmin=6.585 和R3=1.9Rmin=8.34得负荷计算，
3.5.1.4 Vs和Ls计算 以R1=5.3为例
Vs=V*MVm/(3600*?Vm)=91.41*81.74/(3600*4.01)=0.518m3/s
Ls=V*MLm/(3600*?Lm)=76.90*83.28/(3600*802.15)=0.0022m3/s
同理得R2和R3,总的结果如下表
10
3.5.2塔径的计算 以R1=5.3为例
查塔间距与塔径关系表，初选HT=0.45m ,取板上液层高度hL=0.07m 那么HT-hL=0.38m
(?L/?V)1/2Lh/Vh?(802.15/4.01)1/2*0.0022*3600/(0.518*3600)?0.0600 查史密斯关联图得，C20=0.0825，
C?C20(?L/20)0.2?0.0825*(20.2/20)0.2?0.0827
umax?C((?L??V)/?V)1/2?0.0827((802.15?4.01)/4.01)1/2?1.167m/s 取安全系数为0.8，那么u=0.8umax=0.8*1.167=0.934m/s 塔径D为：D?4Vs/?u)?(4*0.518?3.14?0.934)?0.841m
按标准圆整后取D=1.0m 塔截面积AT??D2/4?3.14*12/4?0.785m2 实际空塔气速：u?Vs/AT?0.518/0.785?0.660m/s 同样计算出R2 和R3，其总结果如下表
1精馏段有效高度：Z精=（N精-2）*HT=15*0.45=6.75m 精馏段有效高度：Z提=（N提-2）*HT=14*0.45=6.3m
在进料板、塔顶、第九层、第27层、塔底分别设一个人孔，其塔板距为0.8m. 故精馏塔的有效高度为 Z=6.75+6.3+0.8*3=15.05m 同理计算出其他回流比及总结果如下表：
3.5.4塔顶、塔底空间
3.5.4.1塔顶空间HD 取塔顶HD=2.0HT=2*0.45=0.9 m 3.5.4.2塔底空间HB
假定塔底空间依储存液量停留5 分钟，那么塔底液高 h=V/A=Ls*5*60/0.785=0.0022*300/0.785=0.84 m
取塔底液面距最下面一层板留1.16米，故塔底空间HB=0.84+1.16=2m 可见，三个回流比的HB都可取2 米。
11
3.5.5塔壁厚计算
取每年腐蚀1.5mm，因限制用年数为10年， 那么壁厚 ?min?(8?1.5*10)mm?23mm 故按标准，取壁厚25mm
同理可得出其他回流比的值，总结果如下表：
1
3.6.F1型浮阀塔板设计 以R=5.3为例
3.6.1溢流装置
选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 3.6.1.1.堰长lw:取堰长lw=0.66D=-好文章-0.66m 3.6.1.2.出口堰高hw:
Lh'22.84
hw=hL-how ,how?E()3 ，近似取E=1，Lh=Ls*3600=0.0022*3600=7.92m3/s
1000lw
故how=0.015m 则 hw=hL-how =0.07-0.015=0.065m
3.6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：
由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124
2
故Af=0.0721*0.785=0.0566m ,Wd=0.124*1=0.124m 验算液体在降液管中的停留时间：
??3600Af*HT/Lh?3600*0.0566*0.45/(3600*0.0022)?11.58s ??5s 故降液管尺寸可用。
3.6.1.4降液管底隙高度ho
Ls'
可取降液管底隙处液体流速取uo'=0.13m/s h0?lwu0
则 ho=0.0022/(0.66*0.13) =0.0256m
hw?ho合理
同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：
表3-17 溢流装置参数表
选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm
取阀孔动能因子F0=10 ，孔速u0?F0/?V?10/4.01?4.99m/s
12
2
每一层塔板上的浮阀数N：N?Vs/(?/4*d0u0【http://www.wenzhangwo.com/】)?0.518/(3.14/4*0.0392*4.99)?87
取边缘区域宽度Wc=0.06m Ws=0.10m
?2x??
塔板上的鼓泡面积Aa?2?Rarcsin?
180R??
R=D/2-Wc==0.5-0.06=0.44m x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.276m 把数据代入得Aa=0.4516
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 则估算排间距t'?Aa/(N*t)?0.4516/(87*0.075)?69.2mm 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用69.2mm，而应小于此值。 故取t’=65mm=0.065m ，
按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数76个. 按N=76重新核算孔速及阀孔动能因数。
u0?Vs/(?/4?0.0392N)?0.518/(3.14?4?0.0392?76)?5.71m/s
F0?u0?4.01?5.71*4.01?11.43阀孔动能因数F0变化不大，
仍在9~12范围内。 塔板开孔率=u/u0=0.66/5.71=11.56%
同理，得出其他回流比总结果如下表：
3.6.3塔板流体力学验算
3.6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降：Hp?hC?hI?h? A.干板阻力:
u0c?1.73.1/V?1.73.1/4.01?4.91m/s 因为uo>uoc
2
hC?5.34*?Vu0/(2*?L*g)?5.34*4.01*5.712/(2*802.15*9.81)?0.044m液柱 B.板上充气液层阻力:
由液相为碳氢化合物，可取充气系数ξ0=0.5 hI=ξ0hL =0.5*0.07=0.035m液柱 C.液体表面张力所造成的阻力h?：此阻力很小，可以忽略不计。
因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.044+0.035=0.079m液柱.
则单板压降△hp??L?g?0.079*802.15*9.81?621.66Pa＜700Pa 故设计合理。 同理算出其他回流比R2 、R3的hp为0.068m和0.076m，同样也设计合理。
13
3.6.3.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求 控制降液管中清液层高度，Hd≤φ(HT+hw) 其中 Hd=hp+hL+hd
A.依前面可知，hp=0.069 m液柱
B.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故
hd?0.153(Ls/lwho)2?0.153?(0.0022?0.66?0.026)2?0.00251m， 同理得出其他回流比R2和R3的hd分别为：0.0026和0.00259.
C.板上液层高度，前已选定hL=0.07m 则Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m
取φ=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，
则φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.2525m
可见 Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求.
同理得出其他回流比R2和R3的Hd分别为：0.141m和0.149m.
3.6.3.3雾沫夹带
泛点率?Fb?100-----a式
板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m
板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m2
苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.128 泛点率=(0.518?
泛点率= 4.01?1.36?0.0022?0.752)/(1?0.128?0.6718)?100%?45.3%-b试 802.15?4.01
0.518??V4.01?(0.78KCFAT)?100%?0.512??(0.78?1?0.128?0.785)?46.8%?L??V802.15?4.01依俩式算出泛点率均在80％以下，
故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1 kg液/kg气的要求
14
同理算出其他回流比的总结果如下表：表3-19 泛点率有关数据表
3.6.4塔板的负荷性能图 以R1为例. 3.6.4.1雾沫夹带线
依据泛点率?
Fb
?100,
按泛点率=80%，代人数据化简整理得：
Vs=-14.43Ls+0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中Vs—Ls图所示。 同理算出其他回流比R2和R3的雾沫夹带线分别如下： Vs=-17.48Ls+1.75 和Vs=-17.48Ls+1.75 3.6.4.2液泛线
依前可知hp=hc+hI+hσ Hd=hp+hL+hd Hd＜φ(HT+hw)
得：φ(HT+hw)= hp?hL?hd?hc?hI?h??hL?hd由此式确定液泛线，忽略hσ项。
?Vu2?L2.843600Ls2/3?
?0.153(s)2?(1??0)?hw?E()? 即：?(HT?hw)?5.34?
?Lglwh01000lw??
V
因HT,hw、ho、lw、?V、?L、?0及?均为定值，且，把有关数据代人整u0?2s
?d0/4N
VS理得液泛线： 0.165
2
2/3
?519.59L2?1.32L?0.17?0 SS
任意取四点坐标如下：
（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397） 在Vs-Ls图中作出液泛线（2），
同理得出其他回流比R2和R3 得液泛线如下：
2/3222/3
和0.068VS2?271.02L2?1.17L?0.175?00.068V?223.98L?1.17LSSSSS?0.173?0
3.6.4.3液体负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，液体在降液管内停留时间.
3600AfHT??=3—5S ，则(Ls)max?AfHT/5?0.0566?0.45/5?0.0051m3/s '
Lh液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量 无关的垂线。 同理得出其他回流比R2和R3得液体负荷上限线如下： (LS)max?0.0073m3/s和(LS)max?0.0073m3/s 3.6.4.4漏夜线
15
对于F1
型重阀，依据F0?u?5 计算，则 u0?5/V
2Nu0 又知VSmin??/4d0
?25则VSmin?d0N??3.14?4?0.0392?76? 5?4.01?0.227m3/s 4?V
作气相负荷下限线（4）
同理得出其他回流比R2和R3得漏夜线如下：VSmin?0.352m3/s和VSmin?0.352m3/s
3.6.4.5 液相负荷下限线
取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，2.84L'2
hh
ow?1000E(l)3=0.006m
w
从而计算出下限值，取E=1.02 则，L1000
Smin?(0.006?1000
2.84?1)3/2?lW
3600?(0.006?
2.84?1)3/2?0.66
3600?0.00056m3/s
依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。 同理得出其他回流比R2和R3漏夜线如下：
LSmin?0.00068m3/s 和LSmin?0.00068m3/s
3.7.操作弹性计算
依附图中的R1 Vs-Ls图可知，由LSmax?0.0051m3/s ，得VSmax?0.843m3/s因VSmin?0.227m3/s 故 操作弹性=VSmax/VSmin=0.843/0.227=3.71
同理得出其他回流比R2和R3操作弹性分别如下：3.72和3.73
四.热平衡确定热换器
4.1.塔顶全凝器 以R1=5.3为例
4.1.1热负荷Qc 以1秒钟计算
查手册对应的温度得:
IL?27.5Kcal/kg?115kJ/kg,IV
D塔顶?135.5千卡/千克?5.67?102kJ/kg
IL
塔顶?40Kcal/Kg?167.4KJ/Kg
从气相变为液相，温度不变。
Q?(R?1)D(IVL
C1塔顶?I塔底)?6.3?0.32?(567?167.4)?0.81?103kJ/s
从液相变为液相的，温度变化。
QLL
C2?(R?1)D(I塔顶?ID)?6.3?0.32?(167.4?115)?0.12?103kJ/s 故总的负荷QC?QC1?QC2?930KJ/S
同理得出其他回流比R2和R3的QC如下：
表4-1 热负荷表
16 即
4.1.2传热面积A
4.1.2.1求平均温度?tm
依以上可知 T塔顶（80.6℃） → TD(45℃) t2(45℃) ← t1(25℃) ?t 35.4℃ 20℃
?t2??t135.4?20
故?tm???27.0℃
ln?t2/?t1ln35.4/20
4.1.2.2 K值选定
因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃ 4.1.2.3传热面积A
QC0.93?106
A???34.5m2
K?tm1000?27.0
同理得出其他回流比R2和R3的传热面积A分别如下： A=45.0m2和50.0m2 4.1.3 清水的用量计算
依 mcp水?t?QC 查手册t=35.0℃时水的比热Cp=0.997kcal/kg=4171.5J/kg
?t?20℃,故把数据代人求得m=11.15kg
故一年的用水量m总?m?3600?7200
?28.9万吨/年 同理得出其他回流比R2和R3的m总分别如下：
4.1.4换热器选用
选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=28,热换面积A=39.7m,换热管长L=3m,选用俩台交替使用。 同理可得其他回流比R2和R3分别为： 选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=400mm,排管数n=56,热换面积A=23.8m2,换热管长L=3m,选用俩台并联使用，再准备俩台备用。 选用U型管式换热器，JB/T4717-92，DN=500mm,排管数n=56,热换面积A=25.7m2,换热管长L=3m,选用俩台交替使用,再准备俩台备用。 4.2.塔底再沸器
4.2.1热负荷QB 以1秒质量来算
17
2
LL 查手册对应的温度并依下式计算得: QB?F?IF?QC?DID?W?IW
I?IFLLq?V?0.2 IF?490.22KJ/Kg,IW?579.50KJ/Kg,ID?115KJ/Kg IV?IL
从前面可知F、W、D 和Qc的值，并分别把它们的值代人上式可得：QB=905.90KJ/S,
同理得出其他回流比R2和R3的QB分别如下：QB=1190.20KJ/S，QB=1326.80KJ/S
4.2.2传热面积A
4.2.2.1求平均温度?tm
过热蒸汽的温度为320℃，P=0.7MPa
T:T1=320℃ → tw+50=109.7+50=159.7℃
T:109.7℃ → 109.7℃
?t:210.3℃ 50℃
210.3?50 故 ?tm? ?111.59?C ln(210.3/50)
4.2.2.2传热面积A计算
因属于液—汽传热，故可取K=1000w/m2.℃，
QB0.9059?106
A???8.12m2 K?tm1000?111.59
同理可得出其他回流比R2和R3的A分别如下: 10.67m2和11.89m2
4.2.3 过热蒸汽的用量
过热蒸汽经过以下过程：从320℃过热蒸汽→饱和蒸汽（164.97℃）
→159.7℃的液体。
查手册得320℃时H=3100.9J/g , 饱和蒸汽焓H=2768.5J/g ,159.7℃时的液体焓H=2073.09J/g,
那么每克过热蒸汽放热Q=(3100.9-2768.5)+(2768.5-2073.09)=1026.5J/g 一年的QB总=QB*t=905.9*1000*3600*7200J=2.35*1013J，
故一年的蒸汽用量m: m=QB总/Q=2.35/1026.5*1013g=2.29*107Kg=22900吨
同理得出其他回流比R2和R3的过热蒸汽一年的用量QB总分别如下：
30000吨 和33500吨。
4.2.4再沸器的选用
选 一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg.准备一台备用。
同理可得其他回流比R2和R3分别为：
选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为11m2,质量m=533kg.准备一台备用。
选一台立式热虹吸式再沸器，DN=400mm,热换面积为14m2,质量m=650kg.准备一台备用。
4.3.原料预热器
先用塔底产品预热，再用过热蒸汽预热。
18
4.3.1求平均温度?tm
出料液温度: t : 35℃ → 103.5℃
过热蒸汽温度：T: 320 ℃ → 164.97℃ 错流传热
(320?103.5)?(164.97?35)?tm??169.57?C ln164.97?35
4.3.2 求比热和传热的热量
查手册得69.25℃的苯与甲苯的比热并计算的混合物的比热为：
CP=0.25*1878.7+0.75*1866.1=1-牛bb文章网-869.25J/Kg.℃ ,
气相HA=533.6kj/kg,HB=523kj/kg
传热的热量Q1=mqCP*?t=1.33*1869.25*(103.5-35)/5=3.4*104 J
由XF=0.282,查yF=0.491气相Q2=m*4/5*(0.491*533.6+0.509*523)=562KJ
故Q=Q1+Q2=596KJ
4.3.3塔底产品预热给的热量
出料液温度: t : 109.7℃ → 45℃
LLIW.50KJ/Kg,IW.9KJ/Kg 109.7??57945??225
W=1.02KJ/s，那么塔底产品每秒放出热量为：
LLQ3?W*(IW.5?225.9)?361.59KJ 109.7??IW45?)?1.02?(579
那么每秒还要过热蒸汽给原料供热为Q：596KJ-361.59KJ=234.41KJ
4.3.4 传热面积和过热蒸汽的用量计算
Q2.3441?105
2 同样取K=1000w/m.℃ 故A???1.4m2 K?tm1000?169.57
热蒸汽每秒的用量Q1=Q/(3100.9-2768.5)=0.71Kg
故一年用量为:0.71*3600*7200=1.84万吨/年
4.3.5预热器选用
选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm , 换热面积A=3.7m2 ,管束N=1,管数n=33 ，且准备一台备用。
4.4塔釜产品冷却器
因属于液—液传热，故依经验值可取K=600w/m2.℃
产品温度 t : 45℃ → 35℃
冷却水的温度 t: 45℃ ← 25℃
(45?35)?(45?25)?tm??14.4?C ?t?45-25=20℃ ln45?25
LLL查得IW?115KJ/Kg IW.6KJ/Kg ID.8KJ/Kg 45??22535??200
LIA35??96.2KJ/Kg CP=4171.5J/Kg
I45?=224.7KJ/Kg ,I35?=200.0KJ/Kg
热量Q=m*(I45?-I35?)=1.02*24.7=25.2KJ
冷水每秒的用量m=Q/(?t*CP)=25200/(20*4171.5)=0.3Kg
19
传热面积A=Q/(K*?tm)=25200/(600*14.4)=2.92m2
冷却器的选用：
选用一台固定管板式换热器JB/T4715-92，DN=219mm , 换热面积A=3.7m2 ,
管束N=1,管数n=33 ，且准备一台备用。
五.经济估算
5.1 塔主要设备经费计算（R1为例）
5.1.1塔壁面积计算
除俩端得封头外，塔体的高度h=HB+HD+Z=2.0+0.9+15.05=17.95m D=1.0m
故塔体截面积面积=AT=0.785m2 塔壁S=A*h=17.95*0.785=14.09m2
查得封头的面积A1=2*1.2096=2.0592m2 故总面积A总=16.1492m2
5.1.2塔板面积计算
塔板面积A=AT*塔板数=0.785*34=26.69m2
5.1.3主要塔设备费用计算
依前面可知，全凝器传热面积A2=39.7*2=79.4m2 ,再沸器传热面积A3=11*2=22m2，
22预热器和釜液冷却器的传热面积分别为3.7*2=7.4m和3.7*2=7.4m
故塔设备经费I=A总*6000*1.3+A*4500+（A2+A3+7.4+7.4）*4000=723114.76元
同理得出其他回流比R2和R3的主要塔设备费用如下表：
因为设备可用10年，折旧率为10%，既r=1/n 故资产残余值可以忽略不计， 固定资产折旧额D=资产原值P/n=P* r=723114.76*10%=72311.48元
同理得出其他回流比R2和R3的折旧金额如下：81024.46元和83953.15元
5.2 主要操作费计算（10年）（R1为例）
5.2.1.清水用量费用
依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量Q1=2.89*105吨/年，
釜液冷却一年用水量Q2=0.3*3600*7200=0.78万吨/年 单价为16元/吨，
故十年循环水费用I1=（Q1+Q2）*10*16=4.75*107元
同理得出其他回流比R2和R3的10年循环水费用I1分别为：
6.16*107元和6.84*107元
5.2.2 过热蒸汽的用量费用
因为一年再沸器的用量Q3=22900吨,原料预热器一年用的量为18400吨，
单价为250元/吨，故十年的过热蒸汽费用
I2=(Q3+18400）*250*10=1.03*108元
同理得出其他回流比R2和R3的10年过热蒸汽费用I2分别为:
1.21*108元和1.30*108元
5.2.3设备费用和操作费用的总费用p
依以上可知P=72311.48+72311.48+47500000+103000000=1.51*108元
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同理得出其他回流比R2和R3的P如下：1.84*108元和1.99*108元
5.2.4 银行利息后的总成本P总
贷款年平均利息为0.125，P总=P*（1+0.125）10=4.90*108元， 同理得出其他回流比R2和R3的10年总成本P总为5.98*108元和6.46*108元
5.3回流比的选择
依据成本计算可知，R1的成本最小，且依Vs~Ls图可知，操作点也是比较合理的
位置，故这次回流比选R1进行设计
六、精馏塔附件及其重量计算
6.1.储罐
回流罐：算出回流罐的容积
回流罐通过的物流量qVVh?(R?1)D?6.3?1138.1?7170.03Kg/h，?L?802.15kg/m3 设冷凝液在回流罐中的停留时间为10分钟，罐的填充系数?取0.7，
故容积V?qVVh?/(?L?)?2.13m3
6.2.精馏塔接管尺寸(只对于
6.2.1进料管线管径 R1-www.niubb.com-来说，因已确定回流比)
设原料流速u=0.5m/s,因?F?789.5Kg/m3那么管径
d?4V/(?u)?4800?4?0.066m 3.14?789.5?0.5?3600
依据管材规格，应该取?89?3管材，那么实际流速
u?4?4800/(3600?789.5?3.14?0.0832)?0.312m/s
6.3.泵的选用.
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依扬程H和流量Q来选。扬程老师统一为60m,送原料的流量Qm=4800Kg/h ，因
进料板的密度??789.97Kg/m3 体积流量QV= Qm/789.97=6.08m3 /h ,依IS型水泵
系列特性曲线，可选用IS50-32-250,同理得出送塔顶回流液与送釜液用的泵分别如下：
QV=7.07m3/h ,选用IS50-32-250 和QV=8.96m3/s 也选用IS50-32-250。
6.4精馏塔重量计算
查手册得封头数据如下：
DN=1000mm ,曲面高h1=250mm 内表面积S=1.21m2,容积V=0.162m3,质量m=177kg
3塔体选用16MnR材料，密度为7.85吨/m
筒体的体积计算：
塔板的体积：A-牛宝宝日记本-T=0.785m2,塔板数为34，板厚取6mm, 故塔板体积为：
V1=AT*34*0.006=0.160m3
2塔壁的体积：依前面可知，塔壁的表面积S=16.8442m 壁厚为25mm
故塔壁的体积V2=S*壁厚=16.8442*0.025=0.421m3
塔体的重量为：（0.421+0.160）*7.85=4.56吨
整个精馏塔的重量为：0.177*2+4.56=4.914吨
七．设计结果一览表
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