南京工业学
化工原理课程设计
设计题目 苯甲苯体系浮阀精馏塔设计
学生姓名 班级学号 浦化工
指导教师姓名
课程设计时间2011年12月19日2011年12月31日
课程设计成绩
百分制
权重
设计说明书计算书设计图纸质量70
独立工作力综合力设计程表现设计答辩回答问题情况30
设计终成绩（五级分制）
指导教师签字
化学化工学院
课程名称 化工原理课程设计
设计题目 苯甲苯体系浮阀精馏塔设计
学生姓名 专业 化学工程工艺
班级学号
设计日期 2011 年 12 月 19 日 2011 年 12 月 31日
设计条件务：进料流量 ：F230 kmolh
进料组成 ：ZF03（摩尔分率）
进料热状态 ：冷液进料（tF157℃）
设计体系： 苯甲苯二元体系
设计条件 塔顶组成XD≥99 塔底组成XW≦01
指导教师
2011 年 X 月 X 日
前 言
化学工业中塔设备化工单元操作中重设备化学工业石油工业中广泛应诸吸收解吸精馏萃取增湿减湿等单元操作中精馏操作基单元操作根混合液中组分挥发力差异进行分离
塔设备般分级间接触式连续接触式两类前者代表板式塔者代表填料塔般填料塔相板式塔具效率高处理量重量轻便检修等特点结构较复杂阻力降较种塔型中前应广泛筛板塔浮阀塔
浮阀塔特点：
1．生产力塔板浮阀安排较紧凑开孔面积泡罩塔板生产力泡罩塔板 20～40筛板塔接
2．操作弹性阀片升降适应气量变化维持正常操作允许负荷波动范围筛板塔泡罩塔
3．塔板效率高升气体水方吹入液层气液接触时间较长雾沫夹带量塔板效率高
4．气体压降液面落差气液流浮阀塔板时阻力较气体压降液面落差泡罩塔
5．塔造价较低浮阀塔造价等生产力泡罩塔 50～80筛板塔高 20～30
浮阀塔抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死塔板）般采锈钢作成致浮阀造价昂贵推广受定限制着科学技术断发展种新型填料高效率塔板断研制出浮阀塔推广越越广
十年浮阀塔研究越越深入生产验越越丰富积累设计数较完整设计浮阀塔较合适
次设计针苯甲苯体系进行常压浮阀精馏塔设计辅助设备选型
次设计时间紧张水限难免遗漏谬误处恳切希位老师指出便订正
2011年12月
目 录
第章 概述
u 11 塔设备概述 ……………………………………………………(6)
u 12 化工生产塔设备求 ……………………………………(6)
u 13 塔设备选 …………………………………………………(7)
u 14 浮阀塔优点 …………………………………………………(7)
第二章 总体设计方案
u 21 操作压强选择 ………………………………………………(8)
u 22 物料进料状态 ………………………………………………(8)
u 23 塔釜加热方式 ………………………………………………(8)
u 24 回流方式 ………………………………………………………(8)
第三章 精馏工艺流程图 …………………………………………………………(9)
第四章 理板数确定 ……………………………………………………… (10)
u 41物料衡算 …………………………………………………… (10)
u 42 物系相衡数 …………………………………………… (10)
u 43 q值计算 ………………………………………………… (10)
u 44 回流确定 ……………………………………………… (11)
441 α值确定 …………………………………………… (11)
442 e点确定 …………………………………………… (11)
443 回流Rmin确定 …………………………………(11)
444 操作回流Ropt确定 …………………………………(12)
u 45 理板数确定 …………………………………………… (12)
451 精馏段提留段汽液相流率 ……………………… (12)
452 精馏段提留段方程确定 ………………………… (12)
453 逐板计算法计算理板数 …………………………… (12)
u 46 实际板数确定 …………………………………………… (14)
461 全塔效率ET计算 …………………………………… (14)
462 实际板数确定 ……………………………………… (14)
第五章 塔体工艺尺寸设计计算 ……………………………………… (14)
u 51 塔体设计需关物性数计算 ……………………… (14)
u 52 精馏段塔径塔板设计计算 ……………………………… (18)
521 塔板参数计算选择 ………………………………(18)
522 流体力学校验 …………………………………………(23)
523 负荷性图 ……………………………………………(26)
u 53 精馏段塔径塔板设计计算 ……………………………… (28)
531 塔板参数计算选择 ………………………………(28)
532 流体力学校验 …………………………………………(33)
533 负荷性图操作弹性计算 …………………………(37)
u 54 塔体工艺尺寸汇总 ………………………………… (39)
第六章 辅助设备设计 …………………………………………………………(41)
u 61 塔顶全凝器计算选型 …………………………………(41)
u 62 塔底沸器计算选型 …………………………………(45)
621 塔底沸器介绍 ……………………………………(45)
622 塔底沸器设计 ……………………………………(47)
u 63 辅助设备计算选型 ………………………………(48)
631 类接计算选型 ………………………………(48)
632 泵计算选型 …………………………………… (51)
第七章 结 …………………………………………………………………… (54)
u 71 设计感想 ……………………………………………………( 54)
u 72 致谢 ………………………………………………………… (55)
u 73 参考文献 …………………………………………………… (55)
第章 概述
11 塔设备概述
塔设备化学工业石油工业石油化工等生产中重设备气（汽）液液两相间进行充分接触达相际接触传热传质目塔设备中进行单元操作：精馏吸收解吸气体增湿冷等
化工石油化工炼油厂中塔设备性整装置产品质量生产力消耗定额三废处理环境保护等方面重意义化工石油化工生装置中塔设备投资费占整工艺设备费2539左右炼油煤化工生产装置占3485耗钢材累工艺设备中占例较例年产250万吨常压减压炼油装置中耗钢材重量占624年产60120万吨催化裂化装置占489塔设备设计研究化工炼油工业发展起着重作
12 化工生产塔设备求
塔设备应该满足特定化工工艺条件（温度压力耐腐蚀）外满足工业生产需求应该达列求：
1）生产力气体处理量
2）高传质传热效率气液充分接触空间接触时间接触面积
3）操作稳定操作弹性气液负荷较波动时较高传质效率进行稳定操作塔设备应长期连续运转
4）流体流动阻力流体通塔设备压降达节降低操作费求
5）结构简单材料耗量少制造安装容易达降低设备投资求
事实塔设备时达述诸项时非常困难生产需求济合理求出发抓住矛盾进行设计着生产力提高效率稳定操作降低压降追求推动着种新型塔结构出现发展
13塔设备类型
塔设备般分级间接触式连续接触式两类前者代表板式塔者代表填料塔般填料塔相板式塔具效率高处理量重量轻便检修等特点结构较复杂阻力降较种塔型中前应广泛筛板塔浮阀塔
14浮阀塔优点
1生产力塔板浮阀安排较紧凑开孔面积泡罩塔板生产 力泡罩塔板 20～40筛板塔接
2操作弹性阀片升降适应气量变化维持正常操作允许负荷波动范围筛板塔泡罩塔
3塔板效率高升气体水方吹入液层气液接触时间较长雾沫夹带量塔板效率高
4气体压降液面落差气液流浮阀塔板时阻力较气体压降液面落差泡罩塔
5塔造价较低浮阀塔造价等生产力泡罩塔 50～80筛板塔高 20～30
第二章 总体设计方案确定
11 操作压强选择
精馏常压加压减压条件进行确定操作压力时根处理物料性质技术行性济合理性考虑
沸点低常压气态物料必须加压条件进行操作相条件适提高操作压力提高塔处理力增加塔压提高沸器温度相挥发度液会降
热敏性高沸点物料常减压蒸馏降低操作压力组分相挥发度增加利分离减压操作降低衡温度样较低位加热剂降低压力导致塔直径增加塔顶冷凝温度降低必须抽真空设备增加相应设备操作费
次分离苯甲苯二元体系般物系分离时采常压操作操作压力1013kpa
12 物料进料状态
次分离务进料状态冷液进料进料温度℃进料浓度进料流量F230kmolh进料方式需预热器加热减少设备费中加热方式q值1
13 塔釜加热方式
次分离采务中塔底采沸器加热冷流体塔底液体热流体高温蒸汽种加热方式属间接蒸汽加热
14 回流方式
塔顶回流采采安装回流泵方式进行强制回流
第三章 精馏工艺流程图
精馏工艺流程图图示
第四章 理板数确定
41 物料衡算
根工艺操作条件知料液流量 F230Kmolh料液中易挥发组分质量分数 xF03塔顶产品摩尔分数 XD099塔底产品摩尔分数 XW001
42 物系相衡数
常压苯—甲苯系统t—x—y数表1—6示
表1—6 苯—甲苯系统t—x—y数
沸点t℃
苯摩尔分数
α
气相
液相
1106
0
0
0
1061
02409
01022
2788186
1022
04092
02277
2349206
986
05412
03357
2333333
952
06516
04371
2457265
921
07428
05302
2558423
894
08152
06312
257711
868
08726
07335
248688
844
09261
08278
2607345
823
09633
09165
2390713
812
09821
09573
2453634
802
1
1
43 q值确定
查数手册知157℃时苯气化潜热r14325kJkg甲苯气化潜热r241575kJkg苯相分子质量：M178kgkmol甲苯相分子质量：M292kgkmol进料浓度XF03(摩尔分率)插法求泡点温度tb986℃t℃3303K查手册知温度苯甲苯均热容Cp181kJ(kg·K)
混合气化潜热值
混合热容值
q线方程
44 回流确定
441 α值确定
α1279 α2235 α3233α4246α5256α6258α7249 α8261α9239α10245取均值α25 衡线方程：
442 e点确定
联立q线方程相衡方程求e点坐标
e点坐标（Xe038Ye0605）
443 回流Rmin确定
444 操作回流Ropt确定
取Ropt15Rmin15×171256
45 理板数确定
451 精馏段提留段汽液相流率
LRD256×69517792 kmolh
V(R+1)D(256+1)×69524742 kmolh
V’(R+1)×D(1q)×F(256+1)×695(11357)×23032953 kmolh
L’R×D+q×F17792+1357×23049003 kmolh
452 精馏段提留段方程确定
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
453 逐板计算法计算理板数
精馏段操作方程：Y0719X+0281
q线方程： Y38X084
（XQ0364 YQ0543）
1精馏段理板数
逐板计算X0099开始Xi首次超XQ0364时止
操作线点 衡线点
（X00990 Y10990） （X10975 Y10990)
（X10975 Y20982） （X20957 Y20982）
（X20957 Y30969） （X30926 Y10969）
（X30926 Y40947） （X40877 Y40947）
（X40877 Y50911） （X50804 Y50911）
（X50804 Y60859） （X60710 Y60859）
（X60710 Y70791） （X70603 Y70791）
（X70603 Y80714） （X80500 Y80714）
（X80500 Y90640） （X90416 Y90640）
（X90416 Y100580） （X100356 Y100580）
X12 时首次出现 X12 < XQ 第10块理板加料板精馏段9块理板
2提馏段理板数
已知X100356 计算直Xi 首次越Xw0001时止
衡关系：XY（2515Y）
提馏段操作方程：Y1487X0000487
操作线点 衡线点
（X100356 Y110529） （X110310 Y110529）
（X110310 Y120460） （X120254 Y120460）
（X120254 Y130378） （X130195 Y130378）
（X130195 Y140290） （X140140 Y140290）
（X140140 Y150208） （X1300925 Y150208）
（X1500952 Y160141） （X1600617 Y160141）
（X1600617 Y1700913） （X1700386 Y170913）
（X1700386 Y1800570） （X1800236 Y1800570）
（X1800236 Y1900346） （X1900141 Y1900346）
（X1900141 Y2000205） （X2000083 Y2000205）
（X2000083 Y2100119） （X21000478 Y2100119）
（X21000478 Y22000662） （X22000266 Y22000662）
（X22000266 Y23000347） （X23000139 Y23000347）
（X23000139 Y24000158） （X240000633 Y24000158）
X24< X w 总理板数足24块
总理板数
46 实际板数确定
461 全塔效率ET计算
塔顶塔底均温度955℃ 查表出苯甲苯粘度分027mpa·s 029 mpa·s μLx苯·μL苯+ x甲苯·μL甲苯03884×027+(103884)×0290282 mpa·s α·μL25×02820705
根ET049×(α×μL)0245 049×(0705)0245 0534534
462 实际板数确定
精馏段实际板层数N精 块
提馏段实际板层数N提 块
第五章 塔体工艺尺寸设计
51 塔体设计需物性数计算
1操作压力计算
塔顶操作压力PD 1013 kPa
层塔板压降 064 kPa
加料板块塔板压力PF11013+064×810642 kpa
进料板压力PF1013+064×910706 kpa
塔压力PW1013+064×4212818 kpa
精馏段均压力 P（1013+10642）210386 kpa
提馏段均压力 P（10706+12818）211762 kpa
2 操作温度计算
根苯甲苯 泡点方程通试差法计算出泡点温度（程略）
塔顶温度：tD804 ℃
加料板块塔板温度tF19456 ℃
加料板塔板温度tF9664 ℃
塔底温度：tW11055 ℃
精馏段均温度 T(804+9456)28748 ℃
提馏段均温度 T(9664+11055)210353 ℃
3均摩尔质量计算
塔顶均摩尔质量： X10975 Y1099
MVDm099×7811+(1099)×92137825 kgkmol
MLDm0975×7811+(10975)×92137846 kgkmol
加料板块塔板均摩尔质量： XF10416 YF1064
MVFm064×7811+(1064)×92138315 kgkmol
MLFm0416×7811+(10416)×9213863 kgkmol
加料板均摩尔质量： XF0356 YF058
MVFm058×7811+(1058)×9213840 kgkmol
MLFm0356×7811+(10356)×92138714 kgkmol
塔底均摩尔质量： XW0001 YW00025
MVFm00025×7811+(100025)×92139209 kgkmol
MLFm0001×7811+(10001)×92139211 kgkmol
精馏段均摩尔质量：
MVm(MVDm+MVFm)2 (7825+8315)2807 kgkmol
MLm(MLDm+MLFm)2 (7846+863)28238 kgkmol
提馏段均摩尔质量：
MVm(MVDm+MVFm)2 (840+9209)28804 kgkmol
MLm(MLDm+MLFm)2 (8714+9211)28962 kgkmol
4均密度计算
（1）精馏段
①汽相均密度：理想气体状态方程计算
： ρVM＝PMVRTM10386×807（8314×（892+27315）） 280 Kg m3
②液相均密度：
塔顶温度：tD804℃ 时ρ181984 Kgm3 ρ280984 Kgm3
加料板块塔板温度 tF19456℃ 时ρ178984 Kgm3 ρ278484 Kgm3
塔顶易挥发组分质量百分a1＝988
加料板块塔板易挥发组分质量百分a2＝3765
塔顶液相密度：ρLD＝1[a1ρ1+(1a1) ρ2]81972 Kg m3
加料板块塔板液相密度ρLF＝1[a2ρ1+(1a2)ρ2]78672 Kg m3
精馏段均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)2(81972+77624)80322 Kg m3
（2） 提馏段
①汽相均密度：理想气体状态方程计算
ρVM＝PMVRTM11764×8804（8314×（10357+27315））331 Kg m3
②液相均密度
加料板温度：tF9664℃ 时ρ178484 Kgm3 ρ277985Kgm3
塔底温度 t11055℃ ρ175985 Kgm3 ρ275585 Kgm3
塔底易挥发组分质量百分a1＝0085
加料板易挥发组分质量百分a2＝3191
加料板液相密度：ρLF＝1[a1ρ1+(1a1) ρ2]78144Kg m3
塔底液相密度ρLW＝1[a2ρ1+(1a2)ρ2]75585Kg m3
提馏段均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)276864 Kg m3
5液体均表面张力计算
（1）精馏段液体表面张力
查表 塔顶温度：tD804℃ 时： σ1211 mNm σ2215 mNm
σLDM099×211+001×21521104 mNm
加料板块塔板温度tF19456 ℃时σ1195 mNm σ2202 mNm
σF1DM0416×195+0584×2021991 mNm
精馏段均液体表面张力：
σLM(σLDM +σLF1M)22051 mNm
（2）提馏段液体表面张力
查表加料板温度：tF9664℃ 时 σ1192 mNm σ2200 mNm
σLFM0356×192+（10356）×2001972 mNm
塔底温度tW11055 ℃时： σ1175mNm σ2181mNm
σLWM0001×175+（10001）×18118099 mNm
提馏段均液体表面张力：
σLM(σLFM +σLWM)21891 mNm
52 精馏段塔径塔板设计计算
521 精馏段塔板参数计算选择
1精馏段塔径
精馏段汽液相体积流率：
m3S
m3S
取板间距HT05m hL0075m HT hL0500750425m
C20 图查取
图横坐标： 查表出C2000955
ms
取安全系数06空塔气速
U06Umax06×162309738ms
m 圆整18m
截塔面积： m2
实际空塔气速： ms
2精馏段效高度计算
精馏段效高度：Z精（N精 1）HT(171)×058m
3溢流装置计算
塔径18m流量Lh3600Ls3600×000507183m3h选单溢流弓形降液采凹形受液盘
①堰长lW07D07×18126m
②溢流堰高度hWhLhOW 选直堰堰液层高度hOW
似取E1
取板清液层高度 hL75mm
：hWhLhOW00750018400566m
③弓形降液宽度Wd 截面积Af
lWD07查图 AfAT0094 WdD0149：
Af0094×AT0094×2540239 m2
Wd0149×D0149×180268 m
验算液体降液中停留时间 ：
s > 5s
降液设计合适
④降液底隙高度h0
取016ms ： m
hWh0005810025200329m>0006m
降液底隙高度设计合理选凹形受液盘深度h＇w50mm
4安定区边缘区选择
①安定区：鼓泡区溢流区间区域安定区区域安装浮阀设置段安定带免液体量夹带泡沫进入降液宽度WS列范围选取 ： D<15m时WS6070 mm
D>15m时WS80110 mm
精馏段塔径D18m>15m取WS75 mm
②边缘区：塔壁部分留出圈边缘区域供支承塔板边梁宽度WC视具体需定塔3050mm塔达5070mm
精馏段塔径D18m>15m取WC53 mm
5鼓泡区阀孔数确定排列
①浮阀选型：F1型浮阀
②阀孔气速u0计算
取F011 ms
③浮阀数N计算：
式中d0 0039m
④塔板开孔率
开孔率
⑤塔板布置浮阀排列
塔板分块
塔径Dmm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6
D>800mm 塔板采分块式查表塔块分5块
开孔区面积Aa
边缘区安定区宽度：WS W’S75mm WC53mm
m
m
出 m2
阀孔计算排列
阀孔等腰三角形叉排取阀孔间距t：
t’常取0075
根条件绘制塔板布置图
算出N244
根 ms
522 流体力学校验
1塔板压强降hp hphc+h1+hσ
①干板压强降hc
> ：操作时浮阀全开
m液柱
②液层阻力h1
h1 ε（hW+hOW）ε取045
h1045×(00581+00169)003375 m液柱
③液体表面张力hσ
数值设计时忽略计
： hphc+h1+hσ00428+003375+0007655 m液柱
： 气体通层塔板压降△P
△PhP·ρL·g007655×80322×9816032pa < 640pa满足
2液泛校核
防止塔发生液泛降液高度应泡沫层高度
：Hd≤ψ（HT+hW）
Hdhw+how+hd+hp+△
式中：
苯甲苯属般物系ψ取05 浮阀塔△≈0
Hd hw+how+hd+hp+△00581+00169+000512+0074750155m液柱
ψ（HT+hW）05×(05+00581)0279 m液柱
0155<0279设计中会出现液泛
3雾沫夹带校核
综合考虑生产力塔板效率般应雾沫夹带量eV限制10
校核方法常：控制泛点百分率F1数值谓泛点率指设计负荷泛点负
荷百分数验值塔F1<8082
F1数值两进行计算然取较值
式中：ZLD2Wd Ab AT2Af
K物性系数值查表：
系 统
物性系数K
泡沫正常系统
10
氟化物（BF3氟利昂）
09
中等发泡系统（油吸收塔胺乙二醇生塔）
085
泡沫系统（胺乙二胺吸收塔）
073
严重发泡系统（甲乙酮装置）
060
形成稳定泡沫系统（碱生塔）
030
苯甲苯正常体系K1
式中：CF泛点负荷素泛点负荷系数图表查
HT05m 查表CF0132
ZLD2Wd 182×02681264m
Ab AT2Af2542×02392062m
中462 > 448 F1 462
462<80 设计中雾沫夹带量eV允许范围
4降液停留时间校核
实践验知液体降液停留时间应35s
液体降液中停留时间
s > 5s
降液设计合适
523 精馏段负荷性图操作弹性
1雾沫夹带线
根验值该塔径18m 控制泛点率F180
HT05m 查表CF0132
ZLD2Wd 182×02681264m
Ab AT2Af2542×02392062m
计算整理：VS369291LS
2液泛线
取Hdψ（HT+hW）Hd05×(05+0581)0279
Hdhw+how+hd+hp+△
中：hphc+h1+ɛ（hW+hOW）
取ε05 hp+05（hW+hOW）
△≈0
代入hw+how+hd+hp+△0279化解：
3 液相限线
停留时间取时LS取停留时间5s
Af0239m2 HT05m
4 液相限线
堰液层厚度how值时应液相流量 设how0006m
E1 Lw126 how0006m
推出 LS0001075 m3s
5漏液线
取F05
6 操作负荷线
操作中回流恒定时操作线斜率
LV坐标图通原点0 斜率39073直线0A操作线
7精馏段负荷性图
8 操作弹性
查图V350 m3sV0882m3s
操作弹性 （满足设计求）
53 提馏段塔径塔板设计计算
531 提馏段塔板参数计算选择
1精馏段塔径
精馏段汽液相体积流率：
m3S
m3S
取板间距HT05m hL0095m HT hL0500950405m
C20 图查取
图横坐标： 查表出C2000907
： ms
取安全系数06空塔气速 ：
U06Umax06×1380828ms
圆整20m
截塔面积： m2
实际空塔气速： ms
2精馏段效高度计算
提馏段效高度：Z提（N提 1）HT(261)×05125m
3溢流装置计算
塔径20m流量Lh3600Ls＇3600×001565616m3h 选单溢流弓形降液采凹形受液盘
① 堰长lW07D07×2014m
② 溢流堰高度hWhLhOW 选直堰堰液层高度hOW
似取E1 ：m
取板清液层高度hL95mm
： hWhLhOW009500330062m
③ 弓形降液宽度Wd 截面积Af
lWD07 查图 AfAT0094 WdD0149
Af0094×AT0094×3140295m2
Wd02×D0149×200298m
验算液体降液中停留时间：
s>5s
降液设计合适
④ 降液底隙高度h0
取025ms m
hWh0006100460015m > 0006m
降液底隙高度设计合理选凹形受液盘深度h＇w50mm
4安定区边缘区选择
①安定区：鼓泡区溢流区间区域安定区区域安装浮阀设置段安定带免液体量夹带泡沫进入降液宽度WS列范围选取 ： D<15m时WS6070 mm
D>15m时WS80110 mm
精馏段塔径D18m>15m取WS85 mm
②边缘区：塔壁部分留出圈边缘区域供支承塔板边梁宽度WC视具体需定塔3050mm塔达5070mm
精馏段塔径D18m>15m取WC54 mm
5鼓泡区阀孔数确定排列
①浮阀选型：F1型浮阀
②阀孔气速u0计算
取F010 ms
③浮阀数N计算：
式中d0 0039m
④塔板开孔率
开孔率
⑤塔板布置浮阀排列
塔板分块
塔径Dmm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6
D>800mm 塔板采分块式查表塔块分5块
开孔区面积Aa
边缘区安定区宽度：WS W’S85mm WC54mm
m
m
出 m2
阀孔计算排列
阀孔等腰三角形叉排取阀孔间距t：
t’常取0075
根条件绘制塔板布置图
算出N365
根 ms
532 流体力学校验
1塔板压强降hp hphc+h1+hσ
①干板压强降hc
> ：操作时浮阀全开
m液柱
②液层阻力h1
h1 ε（hW+hOW）ε取045
h1045×(0062+0033)004275 m液柱
③液体表面张力hσ
数值设计时忽略计
hphc+h1+hσ0036+004275+0007875m液柱
：气体通层塔板压降△P
△PhP·ρL·g007875×981×7814460369pa < 640pa(设计允许值)
2液泛校核
防止塔发生液泛降液高度应泡沫层高度
：Hd≤ψ（HT+hW）
Hdhw+how+hd+hp+△
式中：
苯甲苯属般物系ψ取05 浮阀塔△≈0
hd hw+how+hd+hp+△0062+0033+00125+00787501862 m液柱
ψ（HT+hW）05×(05+0062)0281 m液柱
01862<0281设计中会出现液泛
3雾沫夹带校核
综合考虑生产力塔板效率般应雾沫夹带量eV限制10
校核方法常：控制泛点百分率F1数值谓泛点率指设计负荷泛点负
荷百分数验值塔F1<8082
F1数值两进行计算然取较值
式中：ZLD2Wd Ab AT2Af
K物性系数值查表：
系 统
物性系数K
泡沫正常系统
10
氟化物（BF3氟利昂）
09
中等发泡系统（油吸收塔胺乙二醇生塔）
085
泡沫系统（胺乙二胺吸收塔）
073
严重发泡系统（甲乙酮装置）
060
形成稳定泡沫系统（碱生塔）
030
苯甲苯正常体系K1
式中：CF泛点负荷素泛点负荷系数图表查
HT05m 查表CF0133
ZLD2Wd 202×02981404m
Ab AT2Af3142×0295255m
中5561 > 4875 F1 5561
5561<80 设计中雾沫夹带量eV允许范围
4降液停留时间校核
实践验知液体降液停留时间应35s
液体降液中停留时间
s>5s
降液设计合适
533 提馏段负荷性图操作弹性计算
1雾沫夹带线
HT05m 查表CF0133
ZLD2Wd 202×02981404m
Ab AT2Af3142×0295255m
计算整理：VS4156293LS
2液泛线
取Hdψ（HT+hW）Hd05×(05+0581)0279
Hdhw+how+hd+hp+△
中：hphc+h1+ɛ（hW+hOW）
取ε05 hp+05（hW+hOW）
△≈0
代入hw+how+hd+hp+△0279化解：
3液相限线
停留时间取时LS取停留时间5s
Af0239m2 HT05m
4液相限线
堰液层厚度how值时应液相流量 设how0006m
E1 Lw14 how0006m
推出 LS0001463 m3s
5漏液线
取F05
6操作负荷线
操作线斜率
LV坐标图通原点0 斜率1561直线0A操作线
7精馏段负荷性图
8操作弹性
查图V361 m3sV119m3s
操作弹性 （满足设计求）
54 塔体工艺尺寸汇总
浮阀塔设计参数工艺参数
参数名称
精馏段
提馏段
均温度tm ℃
8748
10357
均压力Pm Kpa
10386
11762
气相流量Vs m3s
1981
2435
液相流量Lsm3s
000507
00156
实际塔板数
17
26
效段高度Zm
8
125
塔径Dm
18
20
板间距HT m
05
05
溢流形式
单溢流
单溢流
降液形式
弓形降液
弓形降液
堰长lWm
124
14
堰高hWm
00518
0062
板液层高度hLmm
0075
0095
堰液层高度hOWm
00169
0033
降液底隙高度h0m
00252
0045
安定区宽度WSm
0075
0085
边缘区宽度WCm
0053
0054
开孔区面积Aam2
174
215
阀孔直径d0m
0039
0039
筛孔数目n
247
365
孔中心距tm
0092
0072
开孔率％
1188
141
空塔气速ms
07986
0775
阀孔气速ms
672
559
层塔板压降ΔPPa
6032
60369
液相负荷限m3s
00239
00295
液相负荷限m3s
0001075
0001463
泛点率
462
4875
负荷限m3s
35
361
负荷限m3s
00882
119
操作弹性
397
303
第六章 辅助设备设计
61 塔顶全凝器计算选型
苯甲苯走壳程冷凝水走程采逆流形式
1试算初选换热器规格
①苯甲苯冷凝蒸汽数
tD804℃冷凝蒸汽量：
苯摩尔分数099忽略甲苯冷凝热r39775KJkg
②采井水作冷凝水初始温25℃取冷凝器出口水温50℃均温度
物性数： （苯804℃水均温度）
ρ [kgm3]
Cp[KJk·℃]
μ[pas]
λ [w(m·℃)]
苯甲苯
81984
193
33×104
0149
水
9931
4174
6922×104
0629
③a 设备热参数：
b．水流量：
c．均温度差：
根传热系数K估计表查冷凝机液体蒸汽水K230930 w(m2℃) 取K350W(m2℃)
传热面积估计值：
选型关参量见表：
外壳直径Dmm
800
子尺寸mm
25
公称压 Pg(kgfcm)
16
子长lm
45
公称面积Am
1527
数n根
422
程数Np
4
心距tmm
32
壳程数Ns
1
程通道面A m
00347
子排列
正三角排列
中心排数
23
2换热器核算
1） 核算压强降
①程核算
程流通面积：
水流
（湍流）
程流体阻力
式中 Ft结垢校正数处取Ft14
设壁粗糙度ε01mmεd0005
查摩擦系数λ00367
（满足）
②壳程压降核算
式中：Fs壳程压强降结垢系数气体取10
F子排列方式压降校正系数症三角形排列取F04
壳程流体摩擦系数Re>500时50Re0228
nc横束中心线子数正三角排列
换热三角形排列 取24
流通截面积：
取折流板间距 h300mm
折流挡板数：
壳苯甲苯流速：
> 500
Re>500
挡板数
壳程压力损失均符合求
3计算传热系数
①程流热系数
Re171×104>10000 0760 ：
②壳程蒸汽冷凝热系数
试差法℃代入w(m2℃)
取污垢热阻 Rs0000172m℃W Rs000086 m℃W
外面积基准 K
w(m2℃)
（满足）
计算传热面积 A
选换热器实际面积
裕度1
选择换热器合适
62 塔底沸器计算选型
621沸器介绍
精馏塔底沸器分：釜式沸器热虹吸式沸器强制循环沸器
1釜式式沸器
图示（a）卧式沸器壳方釜液沸腾加热蒸汽塔底液体进入底液池中进入沸器际空间加热部分汽化蒸汽引塔底块塔板面部分液体通沸器垂直挡板作塔底产物引出液体采出口垂直塔板间空间少停留8～10分钟分离液体中气泡减少雾沫夹带沸器方应分离空间设备束方少300mm高分离空间设备取沸器壳径束直径13～16倍（b）夹套式沸器液面方必须留蒸发空间般液面维持容积70左右夹套式沸器常传热面较间歇精馏中
2 热虹吸式沸器
图示釜部分汽化产生汽液混合物密度塔底液体密度密度差产生静压差液体动塔底流入沸器该种沸器称然循环沸器种型式沸器汽化率40否传热良
3 强制循环沸器
图（f）示高粘度液体热敏性气体宜泵强制循环式沸器流速停留时间短便控制调节液体循环量
原料预热器产品冷器型式象塔顶冷凝器塔底沸器制约条件样传热原理计算
沸器型式
622沸器设计
选择150饱水蒸气加热温度150饱水蒸气冷凝潜热
①苯－甲苯液体走程水蒸汽走壳程采逆流
物性数：基认甲苯t11055℃
液体蒸发量：
塔底物质汽化潜热r2 355573kJkg
选择150饱水蒸气加热温度150饱水蒸气冷凝潜热21206KJkgwm·℃
②蒸发器计算程序：
⑴设备热负荷等：
⑵水流量：
⑶均温度差：℃
⑷传热方式估算传热系数 K1000w(m2·K)
传热面积：
塔顶冷凝器设计推算
取操作弹性15
公称直径
mm
传热面积A（）
（长4米）
碳素钢
传热数
公称压力
（Mpa）
800
Φ25×25 mm
472
16
63 辅助设备设计选型
631 接计算选型
1进料
Mf7811×03+9213×0787924kmolkg
157℃时苯密度88582kgm3甲苯密度84583kgm3 XF03（摩尔分数）a102665（质量分数）kgm3
进料体积流量
取适宜输送速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ73×3 mm
实际流速：
2釜残液出料
Mw9211kgkmol
釜残液体积流量：
取适宜输送速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ76×3 mm
实际流速：
3回流液
L17792kmolhML7825kgkmolρL81972kgm3
回流液体积流量
利液体重力进行回流取适宜回流速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ121×4 mm
实际流速：
4沸器蒸汽进口
设蒸汽流速15ms
圆整选取热轧缝钢规格： φ480×9 mm
实际流速：
5塔顶蒸汽进冷凝器出口
设蒸汽流速10ms
圆整选取热轧缝钢规格：φ450×9 mm
实际流速：
6冷凝水
深井水温度25℃水物性数：
ρ99695kgm3
深井水质量流率取流速2ms
径
圆整选取热轧缝钢规格：φ127×8 mm
实际流速
632 泵计算选型
1进料泵
提馏段塔高式计算确定
式中：HD裙座高度取5m
Np提馏段实际板数26块
HT塔板间距05m
St孔数隔8块塔板开孔St3
孔处板间距取06m
进料板处塔板间距取075m
塔底空间高度
计算塔釡料液塔底3～5分钟存储取5分钟计算
49003kmolh00166m3s
式：
Ht5+(2623)×05+3×06+075+1591964m
F230kmolh 2362 m3h000656m3s
料液罐压强常压101325kPa加料板压强10706kPa
进料段表压107061013576kPa料口高度1964 m
路阻力设损失2
泵扬程H1964+ + 2032+1964×0032091m
查型离心泵性表IS8065125型泵较适合作进料泵关参数
流量()
扬程
转速()
气蚀余量C0
泵效率
轴功率
配带功率
30
225
2900
30
64
287
55
2塔顶回流输送泵
塔总高（包括裙座）式决定
式中：HD裙座高度取5m
Np总实际板数43块
HT塔板间距05m
St孔数隔8块塔板开孔St5
孔处板间距取06m
进料板处塔板间距取075m
塔底空间高度部算159m
：Ht5+(4323)×05+5×06+075+1592834m
路阻力设损失2
∴泵扬程 HHt+2834+2834×0032919m
查型离心泵性表 方面考虑IS8065160型泵较适合作进料泵关参数
流量
()
扬程
转速()
气蚀余量
泵效率
轴功率
配带功率
30
36
2900
25
61
482
75
第七章 结
71 设计感想
进行整整两周化工原理课程设计终告段落言两周辛勤劳动收获颇丰总结：
1 化工设计较深刻认识常化工原理课程学中总针局部进行计算参数间相互关联缺乏认识常学总会题设条件省劳动设计中量物性数需查取学会互联网查取数中科院程工程研究数库中许需数
2 设计中学会离开老师进行学参指导书查阅超星图书馆中资料样设计中获信觉专业学少东西少学会种研究方法工作中学遇什困难未接触领域会感畏惧已定研究力通学慢慢问题化解
3 设计帮助更熟悉WORDEXCELCAD操作常天天电脑网进行娱乐活动真正实软件触碰少然前学隔时间较久淡忘
4 设计教会耐心方需先假设数验算符合时调整数重新进行验算方重复算遍量繁琐计算求必须克服毛躁毛病计算必须准确位更快完成设计务
72 致谢
次设计完全结束离开老师辛勤指导学热心帮助知识水限老师学耐心帮助完成次设计特感谢冯晖老师化工九班学时感谢学校老师锻炼学知识机会
73 参考文献
1化工原理（第二版）国锋赵汝溥北京化学工业出版社2003
2化工原理课程设计(全册）－贾绍义&柴诚敬
3化工程设备课程设计湖南省化工技校－汤金石
4化工原理（册 修订版）夏清陈常贵天津学出版社2005
5化工工艺设计手册（册 第三版）化学工业出版社2003
6陈常贵 柴诚敬姚玉英 化工原理册天津天津学出版社2003
7国家医药理局海医药设计院 化工工艺设计手册（）北京化学工业出版社1996
8 常化工单元设备设计 陈英南刘玉兰海华东理工学出版社2005
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化工原理课程设计
设计题目 苯甲苯体系浮阀精馏塔设计
学生姓名 班级学号 浦化工
指导教师姓名
课程设计时间2011年12月19日2011年12月31日
课程设计成绩
百分制
权重
设计说明书计算书设计图纸质量70
独立工作力综合力设计程表现设计答辩回答问题情况30
设计终成绩（五级分制）
指导教师签字
化学化工学院
课程名称 化工原理课程设计
设计题目 苯甲苯体系浮阀精馏塔设计
学生姓名 专业 化学工程工艺
班级学号
设计日期 2011 年 12 月 19 日 2011 年 12 月 31日
设计条件务：进料流量 ：F230 kmolh
进料组成 ：ZF03（摩尔分率）
进料热状态 ：冷液进料（tF157℃）
设计体系： 苯甲苯二元体系
设计条件 塔顶组成XD≥99 塔底组成XW≦01
指导教师
2011 年 X 月 X 日
前 言
化学工业中塔设备化工单元操作中重设备化学工业石油工业中广泛应诸吸收解吸精馏萃取增湿减湿等单元操作中精馏操作基单元操作根混合液中组分挥发力差异进行分离
塔设备般分级间接触式连续接触式两类前者代表板式塔者代表填料塔般填料塔相板式塔具效率高处理量重量轻便检修等特点结构较复杂阻力降较种塔型中前应广泛筛板塔浮阀塔
浮阀塔特点：
1．生产力塔板浮阀安排较紧凑开孔面积泡罩塔板生产力泡罩塔板 20～40筛板塔接
2．操作弹性阀片升降适应气量变化维持正常操作允许负荷波动范围筛板塔泡罩塔
3．塔板效率高升气体水方吹入液层气液接触时间较长雾沫夹带量塔板效率高
4．气体压降液面落差气液流浮阀塔板时阻力较气体压降液面落差泡罩塔
5．塔造价较低浮阀塔造价等生产力泡罩塔 50～80筛板塔高 20～30
浮阀塔抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死塔板）般采锈钢作成致浮阀造价昂贵推广受定限制着科学技术断发展种新型填料高效率塔板断研制出浮阀塔推广越越广
十年浮阀塔研究越越深入生产验越越丰富积累设计数较完整设计浮阀塔较合适
次设计针苯甲苯体系进行常压浮阀精馏塔设计辅助设备选型
次设计时间紧张水限难免遗漏谬误处恳切希位老师指出便订正
2011年12月
目 录
第章 概述
u 11 塔设备概述 ……………………………………………………(6)
u 12 化工生产塔设备求 ……………………………………(6)
u 13 塔设备选 …………………………………………………(7)
u 14 浮阀塔优点 …………………………………………………(7)
第二章 总体设计方案
u 21 操作压强选择 ………………………………………………(8)
u 22 物料进料状态 ………………………………………………(8)
u 23 塔釜加热方式 ………………………………………………(8)
u 24 回流方式 ………………………………………………………(8)
第三章 精馏工艺流程图 …………………………………………………………(9)
第四章 理板数确定 ……………………………………………………… (10)
u 41物料衡算 …………………………………………………… (10)
u 42 物系相衡数 …………………………………………… (10)
u 43 q值计算 ………………………………………………… (10)
u 44 回流确定 ……………………………………………… (11)
441 α值确定 …………………………………………… (11)
442 e点确定 …………………………………………… (11)
443 回流Rmin确定 …………………………………(11)
444 操作回流Ropt确定 …………………………………(12)
u 45 理板数确定 …………………………………………… (12)
451 精馏段提留段汽液相流率 ……………………… (12)
452 精馏段提留段方程确定 ………………………… (12)
453 逐板计算法计算理板数 …………………………… (12)
u 46 实际板数确定 …………………………………………… (14)
461 全塔效率ET计算 …………………………………… (14)
462 实际板数确定 ……………………………………… (14)
第五章 塔体工艺尺寸设计计算 ……………………………………… (14)
u 51 塔体设计需关物性数计算 ……………………… (14)
u 52 精馏段塔径塔板设计计算 ……………………………… (18)
521 塔板参数计算选择 ………………………………(18)
522 流体力学校验 …………………………………………(23)
523 负荷性图 ……………………………………………(26)
u 53 精馏段塔径塔板设计计算 ……………………………… (28)
531 塔板参数计算选择 ………………………………(28)
532 流体力学校验 …………………………………………(33)
533 负荷性图操作弹性计算 …………………………(37)
u 54 塔体工艺尺寸汇总 ………………………………… (39)
第六章 辅助设备设计 …………………………………………………………(41)
u 61 塔顶全凝器计算选型 …………………………………(41)
u 62 塔底沸器计算选型 …………………………………(45)
621 塔底沸器介绍 ……………………………………(45)
622 塔底沸器设计 ……………………………………(47)
u 63 辅助设备计算选型 ………………………………(48)
631 类接计算选型 ………………………………(48)
632 泵计算选型 …………………………………… (51)
第七章 结 …………………………………………………………………… (54)
u 71 设计感想 ……………………………………………………( 54)
u 72 致谢 ………………………………………………………… (55)
u 73 参考文献 …………………………………………………… (55)
第章 概述
11 塔设备概述
塔设备化学工业石油工业石油化工等生产中重设备气（汽）液液两相间进行充分接触达相际接触传热传质目塔设备中进行单元操作：精馏吸收解吸气体增湿冷等
化工石油化工炼油厂中塔设备性整装置产品质量生产力消耗定额三废处理环境保护等方面重意义化工石油化工生装置中塔设备投资费占整工艺设备费2539左右炼油煤化工生产装置占3485耗钢材累工艺设备中占例较例年产250万吨常压减压炼油装置中耗钢材重量占624年产60120万吨催化裂化装置占489塔设备设计研究化工炼油工业发展起着重作
12 化工生产塔设备求
塔设备应该满足特定化工工艺条件（温度压力耐腐蚀）外满足工业生产需求应该达列求：
1）生产力气体处理量
2）高传质传热效率气液充分接触空间接触时间接触面积
3）操作稳定操作弹性气液负荷较波动时较高传质效率进行稳定操作塔设备应长期连续运转
4）流体流动阻力流体通塔设备压降达节降低操作费求
5）结构简单材料耗量少制造安装容易达降低设备投资求
事实塔设备时达述诸项时非常困难生产需求济合理求出发抓住矛盾进行设计着生产力提高效率稳定操作降低压降追求推动着种新型塔结构出现发展
13塔设备类型
塔设备般分级间接触式连续接触式两类前者代表板式塔者代表填料塔般填料塔相板式塔具效率高处理量重量轻便检修等特点结构较复杂阻力降较种塔型中前应广泛筛板塔浮阀塔
14浮阀塔优点
1生产力塔板浮阀安排较紧凑开孔面积泡罩塔板生产 力泡罩塔板 20～40筛板塔接
2操作弹性阀片升降适应气量变化维持正常操作允许负荷波动范围筛板塔泡罩塔
3塔板效率高升气体水方吹入液层气液接触时间较长雾沫夹带量塔板效率高
4气体压降液面落差气液流浮阀塔板时阻力较气体压降液面落差泡罩塔
5塔造价较低浮阀塔造价等生产力泡罩塔 50～80筛板塔高 20～30
第二章 总体设计方案确定
11 操作压强选择
精馏常压加压减压条件进行确定操作压力时根处理物料性质技术行性济合理性考虑
沸点低常压气态物料必须加压条件进行操作相条件适提高操作压力提高塔处理力增加塔压提高沸器温度相挥发度液会降
热敏性高沸点物料常减压蒸馏降低操作压力组分相挥发度增加利分离减压操作降低衡温度样较低位加热剂降低压力导致塔直径增加塔顶冷凝温度降低必须抽真空设备增加相应设备操作费
次分离苯甲苯二元体系般物系分离时采常压操作操作压力1013kpa
12 物料进料状态
次分离务进料状态冷液进料进料温度℃进料浓度进料流量F230kmolh进料方式需预热器加热减少设备费中加热方式q值1
13 塔釜加热方式
次分离采务中塔底采沸器加热冷流体塔底液体热流体高温蒸汽种加热方式属间接蒸汽加热
14 回流方式
塔顶回流采采安装回流泵方式进行强制回流
第三章 精馏工艺流程图
精馏工艺流程图图示
第四章 理板数确定
41 物料衡算
根工艺操作条件知料液流量 F230Kmolh料液中易挥发组分质量分数 xF03塔顶产品摩尔分数 XD099塔底产品摩尔分数 XW001
42 物系相衡数
常压苯—甲苯系统t—x—y数表1—6示
表1—6 苯—甲苯系统t—x—y数
沸点t℃
苯摩尔分数
α
气相
液相
1106
0
0
0
1061
02409
01022
2788186
1022
04092
02277
2349206
986
05412
03357
2333333
952
06516
04371
2457265
921
07428
05302
2558423
894
08152
06312
257711
868
08726
07335
248688
844
09261
08278
2607345
823
09633
09165
2390713
812
09821
09573
2453634
802
1
1
43 q值确定
查数手册知157℃时苯气化潜热r14325kJkg甲苯气化潜热r241575kJkg苯相分子质量：M178kgkmol甲苯相分子质量：M292kgkmol进料浓度XF03(摩尔分率)插法求泡点温度tb986℃t℃3303K查手册知温度苯甲苯均热容Cp181kJ(kg·K)
混合气化潜热值
混合热容值
q线方程
44 回流确定
441 α值确定
α1279 α2235 α3233α4246α5256α6258α7249 α8261α9239α10245取均值α25 衡线方程：
442 e点确定
联立q线方程相衡方程求e点坐标
e点坐标（Xe038Ye0605）
443 回流Rmin确定
444 操作回流Ropt确定
取Ropt15Rmin15×171256
45 理板数确定
451 精馏段提留段汽液相流率
LRD256×69517792 kmolh
V(R+1)D(256+1)×69524742 kmolh
V’(R+1)×D(1q)×F(256+1)×695(11357)×23032953 kmolh
L’R×D+q×F17792+1357×23049003 kmolh
452 精馏段提留段方程确定
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
453 逐板计算法计算理板数
精馏段操作方程：Y0719X+0281
q线方程： Y38X084
（XQ0364 YQ0543）
1精馏段理板数
逐板计算X0099开始Xi首次超XQ0364时止
操作线点 衡线点
（X00990 Y10990） （X10975 Y10990)
（X10975 Y20982） （X20957 Y20982）
（X20957 Y30969） （X30926 Y10969）
（X30926 Y40947） （X40877 Y40947）
（X40877 Y50911） （X50804 Y50911）
（X50804 Y60859） （X60710 Y60859）
（X60710 Y70791） （X70603 Y70791）
（X70603 Y80714） （X80500 Y80714）
（X80500 Y90640） （X90416 Y90640）
（X90416 Y100580） （X100356 Y100580）
X12 时首次出现 X12 < XQ 第10块理板加料板精馏段9块理板
2提馏段理板数
已知X100356 计算直Xi 首次越Xw0001时止
衡关系：XY（2515Y）
提馏段操作方程：Y1487X0000487
操作线点 衡线点
（X100356 Y110529） （X110310 Y110529）
（X110310 Y120460） （X120254 Y120460）
（X120254 Y130378） （X130195 Y130378）
（X130195 Y140290） （X140140 Y140290）
（X140140 Y150208） （X1300925 Y150208）
（X1500952 Y160141） （X1600617 Y160141）
（X1600617 Y1700913） （X1700386 Y170913）
（X1700386 Y1800570） （X1800236 Y1800570）
（X1800236 Y1900346） （X1900141 Y1900346）
（X1900141 Y2000205） （X2000083 Y2000205）
（X2000083 Y2100119） （X21000478 Y2100119）
（X21000478 Y22000662） （X22000266 Y22000662）
（X22000266 Y23000347） （X23000139 Y23000347）
（X23000139 Y24000158） （X240000633 Y24000158）
X24< X w 总理板数足24块
总理板数
46 实际板数确定
461 全塔效率ET计算
塔顶塔底均温度955℃ 查表出苯甲苯粘度分027mpa·s 029 mpa·s μLx苯·μL苯+ x甲苯·μL甲苯03884×027+(103884)×0290282 mpa·s α·μL25×02820705
根ET049×(α×μL)0245 049×(0705)0245 0534534
462 实际板数确定
精馏段实际板层数N精 块
提馏段实际板层数N提 块
第五章 塔体工艺尺寸设计
51 塔体设计需物性数计算
1操作压力计算
塔顶操作压力PD 1013 kPa
层塔板压降 064 kPa
加料板块塔板压力PF11013+064×810642 kpa
进料板压力PF1013+064×910706 kpa
塔压力PW1013+064×4212818 kpa
精馏段均压力 P（1013+10642）210386 kpa
提馏段均压力 P（10706+12818）211762 kpa
2 操作温度计算
根苯甲苯 泡点方程通试差法计算出泡点温度（程略）
塔顶温度：tD804 ℃
加料板块塔板温度tF19456 ℃
加料板塔板温度tF9664 ℃
塔底温度：tW11055 ℃
精馏段均温度 T(804+9456)28748 ℃
提馏段均温度 T(9664+11055)210353 ℃
3均摩尔质量计算
塔顶均摩尔质量： X10975 Y1099
MVDm099×7811+(1099)×92137825 kgkmol
MLDm0975×7811+(10975)×92137846 kgkmol
加料板块塔板均摩尔质量： XF10416 YF1064
MVFm064×7811+(1064)×92138315 kgkmol
MLFm0416×7811+(10416)×9213863 kgkmol
加料板均摩尔质量： XF0356 YF058
MVFm058×7811+(1058)×9213840 kgkmol
MLFm0356×7811+(10356)×92138714 kgkmol
塔底均摩尔质量： XW0001 YW00025
MVFm00025×7811+(100025)×92139209 kgkmol
MLFm0001×7811+(10001)×92139211 kgkmol
精馏段均摩尔质量：
MVm(MVDm+MVFm)2 (7825+8315)2807 kgkmol
MLm(MLDm+MLFm)2 (7846+863)28238 kgkmol
提馏段均摩尔质量：
MVm(MVDm+MVFm)2 (840+9209)28804 kgkmol
MLm(MLDm+MLFm)2 (8714+9211)28962 kgkmol
4均密度计算
（1）精馏段
①汽相均密度：理想气体状态方程计算
： ρVM＝PMVRTM10386×807（8314×（892+27315）） 280 Kg m3
②液相均密度：
塔顶温度：tD804℃ 时ρ181984 Kgm3 ρ280984 Kgm3
加料板块塔板温度 tF19456℃ 时ρ178984 Kgm3 ρ278484 Kgm3
塔顶易挥发组分质量百分a1＝988
加料板块塔板易挥发组分质量百分a2＝3765
塔顶液相密度：ρLD＝1[a1ρ1+(1a1) ρ2]81972 Kg m3
加料板块塔板液相密度ρLF＝1[a2ρ1+(1a2)ρ2]78672 Kg m3
精馏段均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)2(81972+77624)80322 Kg m3
（2） 提馏段
①汽相均密度：理想气体状态方程计算
ρVM＝PMVRTM11764×8804（8314×（10357+27315））331 Kg m3
②液相均密度
加料板温度：tF9664℃ 时ρ178484 Kgm3 ρ277985Kgm3
塔底温度 t11055℃ ρ175985 Kgm3 ρ275585 Kgm3
塔底易挥发组分质量百分a1＝0085
加料板易挥发组分质量百分a2＝3191
加料板液相密度：ρLF＝1[a1ρ1+(1a1) ρ2]78144Kg m3
塔底液相密度ρLW＝1[a2ρ1+(1a2)ρ2]75585Kg m3
提馏段均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)276864 Kg m3
5液体均表面张力计算
（1）精馏段液体表面张力
查表 塔顶温度：tD804℃ 时： σ1211 mNm σ2215 mNm
σLDM099×211+001×21521104 mNm
加料板块塔板温度tF19456 ℃时σ1195 mNm σ2202 mNm
σF1DM0416×195+0584×2021991 mNm
精馏段均液体表面张力：
σLM(σLDM +σLF1M)22051 mNm
（2）提馏段液体表面张力
查表加料板温度：tF9664℃ 时 σ1192 mNm σ2200 mNm
σLFM0356×192+（10356）×2001972 mNm
塔底温度tW11055 ℃时： σ1175mNm σ2181mNm
σLWM0001×175+（10001）×18118099 mNm
提馏段均液体表面张力：
σLM(σLFM +σLWM)21891 mNm
52 精馏段塔径塔板设计计算
521 精馏段塔板参数计算选择
1精馏段塔径
精馏段汽液相体积流率：
m3S
m3S
取板间距HT05m hL0075m HT hL0500750425m
C20 图查取
图横坐标： 查表出C2000955
ms
取安全系数06空塔气速
U06Umax06×162309738ms
m 圆整18m
截塔面积： m2
实际空塔气速： ms
2精馏段效高度计算
精馏段效高度：Z精（N精 1）HT(171)×058m
3溢流装置计算
塔径18m流量Lh3600Ls3600×000507183m3h选单溢流弓形降液采凹形受液盘
①堰长lW07D07×18126m
②溢流堰高度hWhLhOW 选直堰堰液层高度hOW
似取E1
取板清液层高度 hL75mm
：hWhLhOW00750018400566m
③弓形降液宽度Wd 截面积Af
lWD07查图 AfAT0094 WdD0149：
Af0094×AT0094×2540239 m2
Wd0149×D0149×180268 m
验算液体降液中停留时间 ：
s > 5s
降液设计合适
④降液底隙高度h0
取016ms ： m
hWh0005810025200329m>0006m
降液底隙高度设计合理选凹形受液盘深度h＇w50mm
4安定区边缘区选择
①安定区：鼓泡区溢流区间区域安定区区域安装浮阀设置段安定带免液体量夹带泡沫进入降液宽度WS列范围选取 ： D<15m时WS6070 mm
D>15m时WS80110 mm
精馏段塔径D18m>15m取WS75 mm
②边缘区：塔壁部分留出圈边缘区域供支承塔板边梁宽度WC视具体需定塔3050mm塔达5070mm
精馏段塔径D18m>15m取WC53 mm
5鼓泡区阀孔数确定排列
①浮阀选型：F1型浮阀
②阀孔气速u0计算
取F011 ms
③浮阀数N计算：
式中d0 0039m
④塔板开孔率
开孔率
⑤塔板布置浮阀排列
塔板分块
塔径Dmm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6
D>800mm 塔板采分块式查表塔块分5块
开孔区面积Aa
边缘区安定区宽度：WS W’S75mm WC53mm
m
m
出 m2
阀孔计算排列
阀孔等腰三角形叉排取阀孔间距t：
t’常取0075
根条件绘制塔板布置图
算出N244
根 ms
522 流体力学校验
1塔板压强降hp hphc+h1+hσ
①干板压强降hc
> ：操作时浮阀全开
m液柱
②液层阻力h1
h1 ε（hW+hOW）ε取045
h1045×(00581+00169)003375 m液柱
③液体表面张力hσ
数值设计时忽略计
： hphc+h1+hσ00428+003375+0007655 m液柱
： 气体通层塔板压降△P
△PhP·ρL·g007655×80322×9816032pa < 640pa满足
2液泛校核
防止塔发生液泛降液高度应泡沫层高度
：Hd≤ψ（HT+hW）
Hdhw+how+hd+hp+△
式中：
苯甲苯属般物系ψ取05 浮阀塔△≈0
Hd hw+how+hd+hp+△00581+00169+000512+0074750155m液柱
ψ（HT+hW）05×(05+00581)0279 m液柱
0155<0279设计中会出现液泛
3雾沫夹带校核
综合考虑生产力塔板效率般应雾沫夹带量eV限制10
校核方法常：控制泛点百分率F1数值谓泛点率指设计负荷泛点负
荷百分数验值塔F1<8082
F1数值两进行计算然取较值
式中：ZLD2Wd Ab AT2Af
K物性系数值查表：
系 统
物性系数K
泡沫正常系统
10
氟化物（BF3氟利昂）
09
中等发泡系统（油吸收塔胺乙二醇生塔）
085
泡沫系统（胺乙二胺吸收塔）
073
严重发泡系统（甲乙酮装置）
060
形成稳定泡沫系统（碱生塔）
030
苯甲苯正常体系K1
式中：CF泛点负荷素泛点负荷系数图表查
HT05m 查表CF0132
ZLD2Wd 182×02681264m
Ab AT2Af2542×02392062m
中462 > 448 F1 462
462<80 设计中雾沫夹带量eV允许范围
4降液停留时间校核
实践验知液体降液停留时间应35s
液体降液中停留时间
s > 5s
降液设计合适
523 精馏段负荷性图操作弹性
1雾沫夹带线
根验值该塔径18m 控制泛点率F180
HT05m 查表CF0132
ZLD2Wd 182×02681264m
Ab AT2Af2542×02392062m
计算整理：VS369291LS
2液泛线
取Hdψ（HT+hW）Hd05×(05+0581)0279
Hdhw+how+hd+hp+△
中：hphc+h1+ɛ（hW+hOW）
取ε05 hp+05（hW+hOW）
△≈0
代入hw+how+hd+hp+△0279化解：
3 液相限线
停留时间取时LS取停留时间5s
Af0239m2 HT05m
4 液相限线
堰液层厚度how值时应液相流量 设how0006m
E1 Lw126 how0006m
推出 LS0001075 m3s
5漏液线
取F05
6 操作负荷线
操作中回流恒定时操作线斜率
LV坐标图通原点0 斜率39073直线0A操作线
7精馏段负荷性图
8 操作弹性
查图V350 m3sV0882m3s
操作弹性 （满足设计求）
53 提馏段塔径塔板设计计算
531 提馏段塔板参数计算选择
1精馏段塔径
精馏段汽液相体积流率：
m3S
m3S
取板间距HT05m hL0095m HT hL0500950405m
C20 图查取
图横坐标： 查表出C2000907
： ms
取安全系数06空塔气速 ：
U06Umax06×1380828ms
圆整20m
截塔面积： m2
实际空塔气速： ms
2精馏段效高度计算
提馏段效高度：Z提（N提 1）HT(261)×05125m
3溢流装置计算
塔径20m流量Lh3600Ls＇3600×001565616m3h 选单溢流弓形降液采凹形受液盘
① 堰长lW07D07×2014m
② 溢流堰高度hWhLhOW 选直堰堰液层高度hOW
似取E1 ：m
取板清液层高度hL95mm
： hWhLhOW009500330062m
③ 弓形降液宽度Wd 截面积Af
lWD07 查图 AfAT0094 WdD0149
Af0094×AT0094×3140295m2
Wd02×D0149×200298m
验算液体降液中停留时间：
s>5s
降液设计合适
④ 降液底隙高度h0
取025ms m
hWh0006100460015m > 0006m
降液底隙高度设计合理选凹形受液盘深度h＇w50mm
4安定区边缘区选择
①安定区：鼓泡区溢流区间区域安定区区域安装浮阀设置段安定带免液体量夹带泡沫进入降液宽度WS列范围选取 ： D<15m时WS6070 mm
D>15m时WS80110 mm
精馏段塔径D18m>15m取WS85 mm
②边缘区：塔壁部分留出圈边缘区域供支承塔板边梁宽度WC视具体需定塔3050mm塔达5070mm
精馏段塔径D18m>15m取WC54 mm
5鼓泡区阀孔数确定排列
①浮阀选型：F1型浮阀
②阀孔气速u0计算
取F010 ms
③浮阀数N计算：
式中d0 0039m
④塔板开孔率
开孔率
⑤塔板布置浮阀排列
塔板分块
塔径Dmm
800~1200
1400~1600
1800~2000
2200~2400
塔板分块数
3
4
5
6
D>800mm 塔板采分块式查表塔块分5块
开孔区面积Aa
边缘区安定区宽度：WS W’S85mm WC54mm
m
m
出 m2
阀孔计算排列
阀孔等腰三角形叉排取阀孔间距t：
t’常取0075
根条件绘制塔板布置图
算出N365
根 ms
532 流体力学校验
1塔板压强降hp hphc+h1+hσ
①干板压强降hc
> ：操作时浮阀全开
m液柱
②液层阻力h1
h1 ε（hW+hOW）ε取045
h1045×(0062+0033)004275 m液柱
③液体表面张力hσ
数值设计时忽略计
hphc+h1+hσ0036+004275+0007875m液柱
：气体通层塔板压降△P
△PhP·ρL·g007875×981×7814460369pa < 640pa(设计允许值)
2液泛校核
防止塔发生液泛降液高度应泡沫层高度
：Hd≤ψ（HT+hW）
Hdhw+how+hd+hp+△
式中：
苯甲苯属般物系ψ取05 浮阀塔△≈0
hd hw+how+hd+hp+△0062+0033+00125+00787501862 m液柱
ψ（HT+hW）05×(05+0062)0281 m液柱
01862<0281设计中会出现液泛
3雾沫夹带校核
综合考虑生产力塔板效率般应雾沫夹带量eV限制10
校核方法常：控制泛点百分率F1数值谓泛点率指设计负荷泛点负
荷百分数验值塔F1<8082
F1数值两进行计算然取较值
式中：ZLD2Wd Ab AT2Af
K物性系数值查表：
系 统
物性系数K
泡沫正常系统
10
氟化物（BF3氟利昂）
09
中等发泡系统（油吸收塔胺乙二醇生塔）
085
泡沫系统（胺乙二胺吸收塔）
073
严重发泡系统（甲乙酮装置）
060
形成稳定泡沫系统（碱生塔）
030
苯甲苯正常体系K1
式中：CF泛点负荷素泛点负荷系数图表查
HT05m 查表CF0133
ZLD2Wd 202×02981404m
Ab AT2Af3142×0295255m
中5561 > 4875 F1 5561
5561<80 设计中雾沫夹带量eV允许范围
4降液停留时间校核
实践验知液体降液停留时间应35s
液体降液中停留时间
s>5s
降液设计合适
533 提馏段负荷性图操作弹性计算
1雾沫夹带线
HT05m 查表CF0133
ZLD2Wd 202×02981404m
Ab AT2Af3142×0295255m
计算整理：VS4156293LS
2液泛线
取Hdψ（HT+hW）Hd05×(05+0581)0279
Hdhw+how+hd+hp+△
中：hphc+h1+ɛ（hW+hOW）
取ε05 hp+05（hW+hOW）
△≈0
代入hw+how+hd+hp+△0279化解：
3液相限线
停留时间取时LS取停留时间5s
Af0239m2 HT05m
4液相限线
堰液层厚度how值时应液相流量 设how0006m
E1 Lw14 how0006m
推出 LS0001463 m3s
5漏液线
取F05
6操作负荷线
操作线斜率
LV坐标图通原点0 斜率1561直线0A操作线
7精馏段负荷性图
8操作弹性
查图V361 m3sV119m3s
操作弹性 （满足设计求）
54 塔体工艺尺寸汇总
浮阀塔设计参数工艺参数
参数名称
精馏段
提馏段
均温度tm ℃
8748
10357
均压力Pm Kpa
10386
11762
气相流量Vs m3s
1981
2435
液相流量Lsm3s
000507
00156
实际塔板数
17
26
效段高度Zm
8
125
塔径Dm
18
20
板间距HT m
05
05
溢流形式
单溢流
单溢流
降液形式
弓形降液
弓形降液
堰长lWm
124
14
堰高hWm
00518
0062
板液层高度hLmm
0075
0095
堰液层高度hOWm
00169
0033
降液底隙高度h0m
00252
0045
安定区宽度WSm
0075
0085
边缘区宽度WCm
0053
0054
开孔区面积Aam2
174
215
阀孔直径d0m
0039
0039
筛孔数目n
247
365
孔中心距tm
0092
0072
开孔率％
1188
141
空塔气速ms
07986
0775
阀孔气速ms
672
559
层塔板压降ΔPPa
6032
60369
液相负荷限m3s
00239
00295
液相负荷限m3s
0001075
0001463
泛点率
462
4875
负荷限m3s
35
361
负荷限m3s
00882
119
操作弹性
397
303
第六章 辅助设备设计
61 塔顶全凝器计算选型
苯甲苯走壳程冷凝水走程采逆流形式
1试算初选换热器规格
①苯甲苯冷凝蒸汽数
tD804℃冷凝蒸汽量：
苯摩尔分数099忽略甲苯冷凝热r39775KJkg
②采井水作冷凝水初始温25℃取冷凝器出口水温50℃均温度
物性数： （苯804℃水均温度）
ρ [kgm3]
Cp[KJk·℃]
μ[pas]
λ [w(m·℃)]
苯甲苯
81984
193
33×104
0149
水
9931
4174
6922×104
0629
③a 设备热参数：
b．水流量：
c．均温度差：
根传热系数K估计表查冷凝机液体蒸汽水K230930 w(m2℃) 取K350W(m2℃)
传热面积估计值：
选型关参量见表：
外壳直径Dmm
800
子尺寸mm
25
公称压 Pg(kgfcm)
16
子长lm
45
公称面积Am
1527
数n根
422
程数Np
4
心距tmm
32
壳程数Ns
1
程通道面A m
00347
子排列
正三角排列
中心排数
23
2换热器核算
1） 核算压强降
①程核算
程流通面积：
水流
（湍流）
程流体阻力
式中 Ft结垢校正数处取Ft14
设壁粗糙度ε01mmεd0005
查摩擦系数λ00367
（满足）
②壳程压降核算
式中：Fs壳程压强降结垢系数气体取10
F子排列方式压降校正系数症三角形排列取F04
壳程流体摩擦系数Re>500时50Re0228
nc横束中心线子数正三角排列
换热三角形排列 取24
流通截面积：
取折流板间距 h300mm
折流挡板数：
壳苯甲苯流速：
> 500
Re>500
挡板数
壳程压力损失均符合求
3计算传热系数
①程流热系数
Re171×104>10000 07
②壳程蒸汽冷凝热系数
试差法℃代入w(m2℃)
取污垢热阻 Rs0000172m℃W Rs000086 m℃W
外面积基准 K
w(m2℃)
（满足）
计算传热面积 A
选换热器实际面积
裕度1
选择换热器合适
62 塔底沸器计算选型
621沸器介绍
精馏塔底沸器分：釜式沸器热虹吸式沸器强制循环沸器
1釜式式沸器
图示（a）卧式沸器壳方釜液沸腾加热蒸汽塔底液体进入底液池中进入沸器际空间加热部分汽化蒸汽引塔底块塔板面部分液体通沸器垂直挡板作塔底产物引出液体采出口垂直塔板间空间少停留8～10分钟分离液体中气泡减少雾沫夹带沸器方应分离空间设备束方少300mm高分离空间设备取沸器壳径束直径13～16倍（b）夹套式沸器液面方必须留蒸发空间般液面维持容积70左右夹套式沸器常传热面较间歇精馏中
2 热虹吸式沸器
图示釜部分汽化产生汽液混合物密度塔底液体密度密度差产生静压差液体动塔底流入沸器该种沸器称然循环沸器种型式沸器汽化率40否传热良
3 强制循环沸器
图（f）示高粘度液体热敏性气体宜泵强制循环式沸器流速停留时间短便控制调节液体循环量
原料预热器产品冷器型式象塔顶冷凝器塔底沸器制约条件样传热原理计算
沸器型式
622沸器设计
选择150饱水蒸气加热温度150饱水蒸气冷凝潜热
①苯－甲苯液体走程水蒸汽走壳程采逆流
物性数：基认甲苯t11055℃
液体蒸发量：
塔底物质汽化潜热r2 355573kJkg
选择150饱水蒸气加热温度150饱水蒸气冷凝潜热21206KJkgwm·℃
②蒸发器计算程序：
⑴设备热负荷等：
⑵水流量：
⑶均温度差：℃
⑷传热方式估算传热系数 K1000w(m2·K)
传热面积：
塔顶冷凝器设计推算
取操作弹性15
公称直径
mm
传热面积A（）
（长4米）
碳素钢
传热数
公称压力
（Mpa）
800
Φ25×25 mm
472
16
63 辅助设备设计选型
631 接计算选型
1进料
Mf7811×03+9213×0787924kmolkg
157℃时苯密度88582kgm3甲苯密度84583kgm3 XF03（摩尔分数）a102665（质量分数）kgm3
进料体积流量
取适宜输送速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ73×3 mm
实际流速：
2釜残液出料
Mw9211kgkmol
釜残液体积流量：
取适宜输送速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ76×3 mm
实际流速：
3回流液
L17792kmolhML7825kgkmolρL81972kgm3
回流液体积流量
利液体重力进行回流取适宜回流速度
圆整选取热轧缝钢规格：φ121×4 mm
实际流速：
4沸器蒸汽进口
设蒸汽流速15ms
圆整选取热轧缝钢规格： φ480×9 mm
实际流速：
5塔顶蒸汽进冷凝器出口
设蒸汽流速10ms
圆整选取热轧缝钢规格：φ450×9 mm
实际流速：
6冷凝水
深井水温度25℃水物性数：
ρ99695kgm3
深井水质量流率取流速2ms
径
圆整选取热轧缝钢规格：φ127×8 mm
实际流速
632 泵计算选型
1进料泵
提馏段塔高式计算确定
式中：HD裙座高度取5m
Np提馏段实际板数26块
HT塔板间距05m
St孔数隔8块塔板开孔St3
孔处板间距取06m
进料板处塔板间距取075m
塔底空间高度
计算塔釡料液塔底3～5分钟存储取5分钟计算
49003kmolh00166m3s
式：
Ht5+(2623)×05+3×06+075+1591964m
F230kmolh 2362 m3h000656m3s
料液罐压强常压101325kPa加料板压强10706kPa
进料段表压107061013576kPa料口高度1964 m
路阻力设损失2
泵扬程H1964+ + 2032+1964×0032091m
查型离心泵性表IS8065125型泵较适合作进料泵关参数
流量()
扬程
转速()
气蚀余量C0
泵效率
轴功率
配带功率
30
225
2900
30
64
287
55
2塔顶回流输送泵
塔总高（包括裙座）式决定
式中：HD裙座高度取5m
Np总实际板数43块
HT塔板间距05m
St孔数隔8块塔板开孔St5
孔处板间距取06m
进料板处塔板间距取075m
塔底空间高度部算159m
：Ht5+(4323)×05+5×06+075+1592834m
路阻力设损失2
∴泵扬程 HHt+2834+2834×0032919m
查型离心泵性表 方面考虑IS8065160型泵较适合作进料泵关参数
流量
()
扬程
转速()
气蚀余量
泵效率
轴功率
配带功率
30
36
2900
25
61
482
75
第七章 结
71 设计感想
进行整整两周化工原理课程设计终告段落言两周辛勤劳动收获颇丰总结：
1 化工设计较深刻认识常化工原理课程学中总针局部进行计算参数间相互关联缺乏认识常学总会题设条件省劳动设计中量物性数需查取学会互联网查取数中科院程工程研究数库中许需数
2 设计中学会离开老师进行学参指导书查阅超星图书馆中资料样设计中获信觉专业学少东西少学会种研究方法工作中学遇什困难未接触领域会感畏惧已定研究力通学慢慢问题化解
3 设计帮助更熟悉WORDEXCELCAD操作常天天电脑网进行娱乐活动真正实软件触碰少然前学隔时间较久淡忘
4 设计教会耐心方需先假设数验算符合时调整数重新进行验算方重复算遍量繁琐计算求必须克服毛躁毛病计算必须准确位更快完成设计务
72 致谢
次设计完全结束离开老师辛勤指导学热心帮助知识水限老师学耐心帮助完成次设计特感谢冯晖老师化工九班学时感谢学校老师锻炼学知识机会
73 参考文献
1化工原理（第二版）国锋赵汝溥北京化学工业出版社2003
2化工原理课程设计(全册）－贾绍义&柴诚敬
3化工程设备课程设计湖南省化工技校－汤金石
4化工原理（册 修订版）夏清陈常贵天津学出版社2005
5化工工艺设计手册（册 第三版）化学工业出版社2003
6陈常贵 柴诚敬姚玉英 化工原理册天津天津学出版社2003
7国家医药理局海医药设计院 化工工艺设计手册（）北京化学工业出版社1996
8 常化工单元设备设计 陈英南刘玉兰海华东理工学出版社2005
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