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1、化工工艺和设备课程设计说明书题 目：轻烃分离精馏塔设计学生姓名：徐晃学 号：01专业班级：过程装备和控制工程 1406 班指导老师：李皮7月10 日中国石油大学（华东）化工工艺和设备课程设计任务书学生： 徐晃 班级：装控14-06班 编号:D01一、题目： 设计一连续操作精馏装置，用以分离轻烃混合物。二、原始数据： 1.原 料： 处 理 量：360 T/d 组 成：异丁烷 0.09 正丁烷 0.40 异戊烷 0.30 正戊烷 0.21 进料状态：e0.60 2.产品要求： 塔顶产品： 异戊烷0.005 塔底产品： 正丁烷0.005（以上均为mol-fr）三、设计说明书关键内容： 1.步骤简图
2、2.工艺计算（包含物料衡算及热量衡算总表） 3.塔板计算 4.塔体初步设计 5.辅助设备选择 6.计算结果汇总表 7.分析和讨论四、绘图要求：浮阀排列图五、发出日期：7月2日 完成日期：7月11日 指导老师： 李皮 目录第一章序言第二章步骤简图第三章物料衡算3.1.全塔初步物料衡算3.2.操作条件确定3.2.1.回流罐压力计算3.2.2.塔顶压力确实定3.2.3.塔底压力确实定3.2.4.塔顶温度确实定3.2.5.塔底温度确实定3.3.最小理论板数和最小回流比3.3.1.最小理论板数计算3.3.2.最小回流比计算3.4.实际回流比和理论板数3.5.全塔效率和实际板数3.6.进料位置和进料条件3
3、.7.非清楚分割验算第四章能量衡算4.1.塔顶冷凝器热负荷4.2.再沸器负荷及热损失第五章精馏塔选型和设计5.1塔径5.1.1精馏段5.1.2提馏段5.2塔板5.2.1溢流装置设计计算5.2.2浮阀塔板结构参数确实定5.2.3浮阀塔板流体力学计算5.2.4负荷性能图5.3.塔体初步设计5.3.1筒体5.3.2封头5.3.3人孔5.3.4塔高5.3.5裙座5.3.6接管设计第六章塔体辅助设计6.1列管式换热器设计6.2再沸器设计第七章结果汇总表第八章参考文件第九章分析和总结第一章 序言化工工艺和设备课程设计是化工工艺和设备教学一个关键组成部分。要求依据给定一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具
4、体任务包含：工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺条件确实定。塔盘设计：塔盘各部件尺寸等。塔体设计：依据工艺设计结果确定塔高、接管等。隶属设备选择：塔顶冷凝器和塔底再沸器计算和选择。绘图部分：绘制塔体总图、浮阀排列图和塔盘装配总图。经过课程设计这一具体设计实践，应该达成以下目标：培养综合利用所学知识、查阅化工资料获取相关知识和数据、进行化工设备初步设计能力；培养独立工作及发觉问题、分析问题、处理问题综合能力；提升计算能力、培养工程实际观念；深入了解化工设备内部结构，掌握板式精馏塔各关键部件结构及作用；培养读图、识图、绘图能力；培养严谨学风和工作作风。在课程设计中，需要注意事项有：先在初稿纸上（计算
5、软件中）完成全部过程；独立完成，设计必需数据计算表，写出具体计算示例；计算过程中要随时复核计算结果，做到有错即改，避免大返工；每一个阶段设计完成以后，要求绘制必需汇总表格并上交；引用参考文件地方，查取标准系列等要注明公式起源，标注清楚；尽可能在教室进行设计，方便于答疑和掌握进度； 计算说明书用计算机打印，具体格式参见课程设计书写规范。第二章 步骤简图依据任务书要求，初步绘制精馏塔步骤简图以下：第三章全塔物料衡算3.1全塔初步物料衡算处理量：360T/d = 230.2733kmol/h设：塔顶产量为D,塔底产量为W；各组分进料时摩尔分率以下：异丁烷XAF=0.09 正丁烷XBF=0.40 异戊
6、烷XCF=0.30 正戊烷XDF=0.21已知：XAW=0 XBW=0.005 XCD=0.005 XDD=0方程：F=D+W=230.2733FXAF=DXAD=230.27330.09=20.7246FXBF=DXBD+WXBW =230.27330.40=92.1093FXCF=DXCD+WXCW =230.27330.30=69.0820FXDF=DXDD+WXDW=230.27330.21=48.3574XAD+XBD+XCD+XDD=1解得：D=112.8107 W=117.4626 XAD=0.1837 XBD=0.8113 XCW=0.5833 XDW=0.4117上述计算结果
7、列于表3-1。物料衡算表异丁烷A正丁烷B异戊烷C正戊烷D累计F质量流量kg/h1202.02685342.33944973.9043481.732815000质量分率0.08010.35620.33160.23211摩尔流量kmol/h20.724692.109369.08248.3574230.2733摩尔分率0.090.400.300.211D质量流量kg/h1201.95145308.351440.615206550.918质量分率0.18350.81030.006201摩尔流量kmol/h20.723391.52330.56410112.8107摩尔分率0.18370.81030.00
8、501W质量流量kg/h034.06344933.1523481.87688449.0922质量分率00.0040.58390.41211摩尔流量kmol/h00.587368.51648.3594117.4626摩尔分率00.0050.58330.411713.2操作条件确实定3.2.1回流罐压力确定假设塔顶回流罐温度为40，塔顶回流罐压力为：4.25atm由石油化学工程基础烃类相平衡常数图A得相平衡常数：KA=1.26, KB=0.94, KC=0.40依据泡点方程：KAXAD+KBXBD+KCXCD= 1.260.1837+0.940.8113+0.400.005=0.9960841 误
9、差：0.3916%900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82依据化工工艺和设备课程设计，取系统因数适宜空塔气速：在对应最大许可气速下，求得适宜空塔气速为：u=0.2418/0.3117/0.3415m/s在对应适宜空塔气速下，求得塔径为：1.4858/1.4471/1.3826m将Smith法和波律法进行比较，以大小作为代表数据,找出最小值对应塔板间距和塔径。将上述数据汇成表格，以下所表示：表5-1精馏段塔径计算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176依
10、据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m5.1.2提馏段1、密度及表面张力塔底气相密度为：在塔底条件下，查得 正丁烷液相密度为： 异戊烷液相密度为：正戊烷液相密度为：塔底液相密度为：在塔底条件下，液相正丁烷表面张力为： 液相异戊烷表面张力为：液相正戊烷表面张力为：塔底液相表面张力为：2、气、液相负荷3、Smith法因为是常压塔，取板上液层高度为：取板间距查化工原理课程设计1图2-7可得对应板间距下为：气相负荷因数C，在对应下能够求得对应C为：C=0.06268/0.06686/0.09194 最大许可气速为：在对应C下，求得对应最大气速对应为实际选择空塔气速u应为：在对应下求得对应
11、空塔气速为：u=0.3054 /0.3257 /0.4479 m/s塔径为：在对应空塔气速下求得对应塔径为：D=1.7171/1.6627/1.4179m4、波律法最大许可气速为：求得在对应板间距下最大许可气速为：适宜气速流通截面上气速：当塔径D900mm或500mm或常压、加压塔：K=0.82依据表2-4，取系统因数。适宜空塔气速：在对应最大许可气速下，求得适宜空塔气速为：u=0.4243/0.4472/0.4899m/s在对应适宜空塔气速下，求得塔径为：1.4568/1.4180/1.3557m将Smith法和波律法进行比较，取塔径较大数值，以大小作为费用代表数据,找出最小值对应塔板间距和
12、塔径。将上述数据汇成表格，以下所表示：表5-2提馏段塔径计算Smith波律法(mm)450500600450500600D(m)1.81.81.61.61.61.4(106)1.4581.6201.5361.1521.2801.176依据数据表，选出精馏段HT=450mm, D=1.6m总结：精馏段和提馏段全部选择塔径D=1600mm，板间距HT=450mm板上液层高度hl=80mm。5.2 塔板5.2.1溢流装置设计计算1、板上液流形式决定精馏段和提馏段液相负荷分别为： ，塔径初选为1600mm，依据化工工艺和设备课程设计1表2-5，选择单流型。2、溢流堰单流式塔板堰长通常为塔径60%80%
13、，塔径为1600mm，所以选择堰长为：对常压及加压塔，通常取堰高为4060mm，所以。对于溢流堰型式，先取为平口堰。对于精馏段，对于提馏段。取E=1。将上述数据代入，则堰上液层高度在精馏段为0.0733m，在提馏段为0.0835m。，所以假设基础一致。3、降液管面积及宽度决定通常情况下全部是用弓形降液管，依据，经过查化工工艺和设备课程设计1附表7可得：lw/D=0.7，WD=255mm，Ad=2070cm2， AT=2.0097m24、受液盘因为塔径较大，物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采取凹形受液盘，盘深取50mm，而且开两个泪孔。 图5-1凹型受液盘式塔板结果示意图5、进口堰凹形受液盘
14、无须设进口堰。6、降液管底隙高对于凹形受液盘，通常底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为hb=50mm。5.2.2浮阀塔板结构参数确实定 塔径大于800mm，故采取分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板组成。1、浮阀型式选择选择F1型浮阀中重阀，阀径48mm，阀孔直径39mm，重约33g。2、浮阀排列分块式塔板采取叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm，高t依据开孔率而变更。3、开孔率（1）精馏段查表选择标准塔板，塔径D=1600mm,AT=2.011m2,HT=450mm,Wd=255mm,Ad=0.207m2,浮阀个数为176个，开孔率为10.5%。Wc=90mm,
15、WF=140mm。X=D/2-( Wd+ WF )= 0.405m=D/2-WC=0.9-0.085=0.71m塔板有效鼓泡面Aa=1.0844m2。等腰三角形边长S=75mm ,排间距t=Aa/NS=1.0844/(0.075*176)=0.08215m验证：=0.3517m/s =0.4405m/s=2.8159m/s =3.03m/s取u0D=3.1m/s, u0W=3m/s浮阀动能因数动能因数:FOD=u0Dv=9.6104(8,17)FOW=u0Wv=9.9531(8,17)塔顶、塔底浮阀动能因数均在817之间，所以所选标准浮阀塔盘适宜，基础无漏液现象。5.2.3浮阀塔板流体力学计算
16、1、塔板压力降浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流经过干塔板，经过液层压力降为，克服液相表面张力压力降。 以液柱高度表示压力降： （1）干板压力降对33gF-1型重阀，全开前干板压降：（m液柱）全开后干板压降： 阀孔动能因数 精馏段：，提馏段：，所以精馏段、提馏段全部是全开，代入公式分别计算可得：精馏段：。提馏段：(2)液层压力降 为充气系数，取=0.5。精馏段：提馏段：(3) 气体克服液体表面张力压强降因为气体克服表面压强降很小，能够忽略.(4)塔板压降精馏段： 提馏段：2、雾沫夹带量(1)雾沫夹带量 用阿列克山德罗夫经验公式计算：其中取 ，A=0.159，n=0.95。代入数据解得：精馏段
17、：m=0.3424，e=0.00454（kg雾沫/kg气体）提馏段：m=0.3043，e=0.01035kg（雾沫/kg气体）。该值远小于0.1 kg（雾沫/kg气体）,故满足要求。(2)泛点率泛点率 其中，代入数据解得精馏段 ，提馏段 经验证，e0.1kg/kg, ,合理。3、降液管内液面高度 降液管内液面高度代表液相经过一层塔板所需液位高度。取，浮阀塔很小，能够忽略不计。为塔板压降，精馏段：，提馏段为液体流过降液管时阻力损失，。其中：，代入数据后求得：精馏段：，提馏段：，为了预防淹塔，降液管内液面高度应该满足：取，则满足要求。4、液漏依据已经求得阀孔动能因数，查化工原理课程设计1表2-6可
18、知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。5、液体在降液管内停留时间及流速 1、液体在降液管内停留时间 代入数据，能够求得：精馏段：，提馏段：2、流速代入数据解得精馏段 ，提馏段 。经验证： ，流速合理5.2.4负荷性能图一、精馏段负荷性能图1、过量雾沫夹带线 2、淹塔线简化以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线6.操作线将精馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到精馏段负荷性能图以下：操作弹性K=VM/VN=3780/1220.6=3.10， 符合条件。二、提馏段负荷性能图1、过量雾沫夹带线 2、淹塔线简化
19、以后 其中 代入数据经计算可得： 所以 3、过量液漏线4、降液管超负荷线5、液相负荷下限线6.操作线将提馏段数据代入上述5个方程并绘制在同一坐标系中，并将操作线方程一并绘出，得到提馏段负荷性能图以下：操作弹性K=VM/VN=3000/1140.5509=2.63， 符合条件。5.3.塔体初步设计5.3.1筒体考虑到塔操作温度、压力、物性腐蚀性及经济性，塔体采取碳钢（Q235F钢）。依据塔体承受压力和塔体直径，查表3,P93取壁厚为6mm。5.3.2封头采取碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。查表3,P94选择标准椭圆形封头，其结构尺寸以下：公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h1=450 mm
20、，直边高度h2=40 mm，封头厚度S=10mm。5.3.3人孔依据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必需设置标准，选择在塔顶及第8、15、22块板之上及塔底各设置一个人孔，第15块板之上即进料处。人孔规格为Dg450，即 4506mm圆形人孔。设置人孔地方，塔板间距应大于等于700mm。5.3.4塔高塔顶空间高度取HD=1.4m。因为进料为两相进料，进料空间高度可取HF=1.2m。塔底空间高度用下式计算：塔底产品停留时间取为10 min，则于是HB可取为4m。塔总高其中inf，即进料板序号。设有些人孔位置板间距取0.6 m。代入数据算得H=20.6m5.3.5裙座塔高径比为12.716
21、6，选择圆筒形裙座，高度取3m。裙座筒体上开4个50 mm排气孔，开2个Dg450人孔。5.3.6接管设计1.塔顶蒸汽出口管径从塔顶至冷凝器蒸汽导管尺寸必需合适，以避免过大压力降。对加压塔，取蒸汽流速为16m/s。则蒸汽导管直径代入数据解得dv=0.2655 m考虑到生产中操作回流比变动，式中代入VS值时已合适放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数以下：公称直径Dg=300 mm，外径厚度为32510 mm，接管伸出长度H=200 mm，补强圈外径D=550 mm，补强圈内径d=329 mm。2.回流管管径回流用泵输送，取流速uR=2.0 m/s。回流管管径代入数据解得dR=0.08
22、92 m考虑到生产中操作回流比变动，式中代入LS值时已合适放大。查表3,P106取标准接管，其参数以下：dg2S2=1084，dg1S1=13343.进料管管径进料为气液相混合进料，料液速度用以下公式估算：经验气速uV选为16 m/s，e为进料质量气化分数。因进料摩尔气化率为0.32，进料气相平均摩尔质量为58.7648g/mol，液相平均摩尔质量为63.8028g/mol，故代入数据解得进料气相体积流率VF,S=0.0441 m3/s将数据代入下式解得df=0.094m计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数以下：dg2S2=1084，dg1S1=13344.塔底出料管管径对一次经过式再沸器，取塔底出料管料液流速为0.8 m/s。塔底出料管管径代入数据解得dW=0.0736m计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放大。查表3,P109-110取标准接管，其参数以下：dW=80mm标准管5.塔底至再沸器连接管管径dL=0.123m计算时已考虑到生产中操作回流比变动作出合适放