毕业设计论文—年产量为8万吨丙烯的精馏工艺装置设计[管理资料]

毕业设计（论文）任务书
设计（论文）题目：年产万吨丙烯精馏塔的工艺设计
（论文）的主要任务及目标：
通过本次毕业设计加深学生精馏过程的理解，提高综合运用知识的能力；掌握本毕业设计的主要内容、工程设计或撰写论文的步骤和方法；提高制图能力，学会应用有关设计资料进行设计计算和理论分析的方法，以提高学生独立分析问题、解决问题的能力，逐步增强实际工程训练。

撰写设计说明书一份（不少于8000字）；绘制主要设备装配图一张；绘制带控制点的工艺流程图一张。

2.（论文）的基本要求和内容：
1）设计方案的选择及流程说明；
2）物料衡算、热量衡算；
3）塔板数、塔径计算；
4）溢流装置、塔盘设计；
5）流体力学计算、塔板负荷性能图；
6）绘制带控制点的工艺流程图一张、主体设备装配图一张。

7）完成设计说明书一份（不少于8000字）。

1）设计原始数据见下表
原始数据
2）操作压力p=
3）年开工时间为8000h；
4）年生产能力 54000t。

目录
摘要 (I)
第1章绪论 (2)
丙烯的性质 (2)
丙烯的物理性质 (2)
丙烯的化学性质 (2)
丙烯的发展前景 (2)
丙烯的生产技术进展 (3)
概况 (3)
丙烯的来源 (3)
丙烯的生产方法 (3)
丙烯生产新技术现状及发展趋势 (3)
第2章丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 (4)
确定关键组分 (4)
(5)
(7)
塔温的确定 (7)
确定进料温度 (7)
确定塔顶温度 (7)
确定塔釜温度 (8)
第3章精馏塔板数及塔径的计算 (9)
塔板数的计算 (9)
最小回流比的计算 (9)
计算最少理论板数 (10)
塔板数和实际回流比的确定 (10)
确定进料位置 (10)
全塔热量衡算 (11)
冷凝器的热量衡算 (11)
再沸器的热量衡算 (11)
全塔热量衡算 (12)
板间距离的选定和塔径的确定 (12)
计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 (12)
求液体及气体的体积流量 (14)
初选板间距及塔径的估算 (15)
浮阀塔塔板结构尺寸确定 (16)
(16)
溢流堰及降液管设计计算 (18)
塔高的计算 (19)
第四章流体力学计算及塔板负荷性能图 (20)
水利学计算 (20)
塔板总压力降的计算 (20)
雾沫夹带 (21)
淹塔情况校核 (24)
浮阀塔的负荷性能图 (25)
雾沫夹带线 (25)
液泛线 (26)
降液管超负荷线 (27)
(27)
液相下限线 (27)
操作点 (28)
总论 (29)
致谢 (30)
参考文献 (32)
附录 (34)
摘要
本设计任务为设计一个精馏塔来进行丙烯－丙烷混合物的分离，采用连续操作方式的浮阀精馏塔。

原料为年产量54000吨的产品，%(质量分数)，％，塔釜残夜中丙烯的含量不高于2％。

设计中采用泡点进料，(表压)。

将原料液通过预热器加热至泡点温度后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，全凝汽主要用于准备控制回流比，冷凝器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入贮罐。

浮阀塔的优点是：生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压强降及液面落差较小、塔的造价低。

浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔型。

该物系属于分离物系，，塔釜采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量，塔底产品冷却后至贮罐。

本文就是对精馏塔的一些物料、热量衡算，工艺计算，结构设计及冷制精馏装置工艺流程图，设备装备图和塔板负荷性能图等。

关键词：丙烯，精馏塔，浮阀塔，雾沫夹带量，开孔率
1 绪论丙烯的性质
丙烯的物理性质
化学式C
3H
6
,结构简式为CH
3
-CH=CH
2
,烯烃同系列中第二个成员，是仅次于乙
烯和苯的重要有机工业原料，丙烯是无色易燃气体，带有甜味，,；液态时相对密度为0.5193；易液化，临界温度为920C，；由于它易燃，与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限为2.0%~11.0%（体积）；遇热源和明火有燃烧爆炸的危险，该气体比空气重，能在较低处扩散到相对远的地方，遇火源会着火回燃，燃烧会产生一氧化碳、二氧化碳等气体，不溶于水，溶于有机溶剂。

高浓度丙烯对人有麻醉作用，浓度较低时，对眼睛和皮肤有刺激作用。

丙烯的化学性质
丙烯的化学性质活泼，双键上可以发生加成、聚合、氧化反应。

在与极性试剂加成时，主要得到符合马尔可夫尼可夫规则的产物，如与硫酸加成，主要生成硫酸氢异丙酯，再经水解生成异丙醇。

丙烯与氯和水起加成反应，生成1-氯-2-丙醇，再与碱反应生成环氧丙烷，它是生产丙二醇、（如硫酸、无水氢氟酸等）存在下聚合，生成二聚体、三聚体和四聚体的混合物，可用做高辛烷值燃料；在齐格勒-纳塔催化剂存在下聚合生成高分子聚丙烯，与乙烯共聚合成乙丙橡胶。

丙烯与苯发生傅氏反应，生成异丙苯，它是合成苯酚和丙酮的原料。

除了在双键发生反应之外，与双键相连的甲基上的氢（称为α-氢）具有一定的活性，在甲基上可以发生卤代和多种氧化反应。

与氯在高温下发生α-氢取代反应，生成3-氯-1-丙烯，这是制取甘油、树脂的原料（α-位在不同的条件下得到不同的氧化产物）。

丙烯醛、丙烯酸和丙烯晴分子中具有双键，可以作为单体进行聚合，得到不同性质和用途的高聚物。

丙烯还能直接氧化制取丙酮。

丙烯的发展前景
丙烯用量最大的是生产聚丙烯，另外丙烯可制丙烯晴、异丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、环氧氯丙烷和合成甘油等。

近年来，由于丙烯下游产品的快速发展，极大的促进了中国丙烯需求量的快速增长。

到2010年，中国将不断新增大型乙烯生产装置，同时炼厂生产能力还将继续扩大，这将增加丙烯的产出。

预计2010年，乙烯联产丙烯的生产能力将达到约722万吨/年，丙烯总生产能力将达到1080万吨/年。

乙烯装置联产的丙烯占丙烯总供给的比例将进一步提高。

%，丙烯资源供应略微紧张。

到2010年，中国丙烯的表观消费量将到达1049万吨。

从当量需求来看，丙烯供需矛盾十分突出。

到2010年，%，超过丙烯生产能力的增长速度。

到2010年，中国对丙烯的当量需求将达到1905万吨，供需缺口将达到825万吨，届时将还有大量丙烯
衍生物进口，中国丙烯开发利用前景的广阔。

由于聚丙烯（PP）需求的快速增长，亚洲丙烯市场正逐渐趋于供应短缺。

在今后10年中，将有大量以乙烷为原料的裂解装置生产能力逐渐建立起来，市场供应丙烯原料。

事实上，从全球范围来说，丙烯并不短缺，但从亚洲的情景来看，今后几年中亚洲丙烯的需要主要来自北美，北美估计有100万吨/年裂解生产能力，由于目前的港口限制，其中约50万吨/年丙烯出口。

丙烯的生产技术进展
概况
丙烯是最早被采用的化工原料，也是生产石油化工产品的主要烯烃之一。

一方面广泛用于制取烷基化合物和叠合汽油，以提高汽油的辛烷值；另一方面大量用于制造化工产品，如聚丙烯、环氧丙烷、异丙醇、丙三醇、丙烯晴和异丙基苯等。

在所有石油化工原料中，丙烯的产量和消费量增长最快。

世界丙烯及其衍生物需求旺盛，市场多呈供不足需的状态，有研究表明，未来五年，乙烯、丙烯缺口近两千万。

丙烯需求增长速度一直高于乙烯，丙烯及其衍生物需求和产能近年来均以较高的增长率发展。

随着中国石油进口量的迅速增长，必须考虑，应更充分利用我国丰富的煤炭、天然气资源，适度建设和发展MTO/MTP装置，解决目前存在的丙烯供求关系，具有重要的意义。

丙烯的来源
世界上丙烯的来源有蒸汽裂解制乙烯联产丙烯、炼厂催化裂化装置干气、丙烷脱氢、甲醇制烯烃以及近年来所开发的烯烃转化、烯烃易位等工艺。

丙烯主要来源是裂解装置，炼厂催化裂化和催化裂解装置，现有生产装置多已采用国内开发的增产丙烯技术，装置开工率超过100%，在中国其他丙烯生产技术如丙烷脱氢、甲醇制烯烃技术、烯烃相互转化、乙烯丁烯异位歧化技术等方面。

近年来，中国丙烯工业都是以进口为主，出口相对较少。

丙烯的生产方法
（1）从裂解气、炼厂气中分离：石油化工厂裂解石油得到的石油裂解气中含有丙烯，炼油厂炼制石油时得到的炼厂气中含有丙烯，经过一系列的步骤，可以从它们中分离出丙烯，这是工业上大规模生产丙烯的方法。

（2）醇脱水：是实验室中制备烯烃的重要方法，在催化剂的作用下，加热时，醇脱水可以生成烯烃，醇催化脱水一般分为两类：液相催化脱水，以浓硫酸为催化剂，加热时，醇即脱水生成烯烃；气相催化脱水，以氧化铝为催化剂，加热时，醇的蒸汽即在氧化铝表面上生成烯烃。

（3）卤代烷脱卤代氢：卤代烷与浓硫酸的强碱醇溶液（如浓的氧化钾乙醇溶液）共热，则脱去一分子卤代氢生成烯烃。

丙烯生产新技术现状及发展趋势
目前增产丙烯的新技术研究主要集中在四个方面。

一是改进FCC等炼油技
术，挖掘现有装置潜力，增产丙烯的FCC装置升级技术；二是充分利用炼油及乙烯裂解副产品的C4-8等资源，转化为乙烯、丙烯的低碳烯烃裂解技术、烯烃歧化技术；三是丙烷脱氢技术；四是以天然气、煤等为原料，生产乙烯、丙烯的甲醇制烯烃技术等。

2 丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算
本设计的初步流程是把从装置外脱乙烷塔来的混合物料1做为进料，送入精馏塔内。

经过反应后塔顶气体物料2经过精馏塔顶冷凝器冷凝后，冷凝液用回流泵抽出，一部分送回精馏塔顶部作为回流，另一部分经丙烯冷却器冷却至40℃后送出装置，即为目标产物丙烯；而塔底物料3大部分为丙烷，经过丙烷冷却器冷却至40℃后，用丙烷送出泵送出装置。

在塔釜有再沸器作用。

流程图如右图所示：
原始数据
根据已知条件，：
设定其操作压力为P=(表压)。

计划每年生产80000t丙烯
物料衡算
确定关键组分
按多组分精馏确定关键组分；挥发度高的丙烯作为轻关键组分在塔顶分出；挥发
度低的丙烷作为重关键组分在塔底分出。

每年的操作时间8000h 按计算。

由题目给定：80000000/8000=10000kg/h
计算塔釜质量组成
设计比丙烷重的全部在塔底，比丙烷轻的全部在塔顶。

以100kg/h 进料为基准，。

F D W =+ （）
0.15215.2%7.250.0040.152100
W D W D W ⎧
=⎪
-+⎨⎪=+⎩ 或
92.750.9960.152100D W
D W
=+⎧⎨
=+⎩ 解得： 8.1161/W kg h =
1008.116191.8839/D kg h =-=
丙烷：38115.2%84.8%W X C H =-=
式中 F ——原料液流量，kg/h ；
D ——塔顶产品（馏出量）流量，/kg h ； W ——塔底产品（釜残液）流量，/kg h ； w x ——釜液中各组分的质量分数。

（1）将质量分数换算成摩尔分数 按下式计算： wA A
A WA
A W
B B
x M x x M x M =
+ （）
式中 A x ——液相中A 组分的摩尔分数；
A M
B M ——AB 组分的摩尔质量，/kg kmol ；
WA WB x x ——液相中AB 组分的质量分数。

各组分的相对分子质量
计算举例：
丙烯进料摩尔组成： 360.927542.08
0.93060.927542.080.072544.09
F x C H =
=+
丙烷进料摩尔组成： 3810.93060.0694F x C H =-= 丙烯塔顶摩尔组成： 380.9960/42.08
0.99620.9960/42.080.004/44.09
D x C H =
=+
丙烷塔顶摩尔组成： 3810.99620.0038D x C H =-= 丙烯塔釜摩尔组成： 360.1520/42.08
0.15810.1520/42.080.8480/44.09
w x C H =
=+
丙烷塔釜摩尔组成： 3810.15810.8419w x C H =-= 同理，。

（2）计算进料量和塔底产品量
根据进料、塔顶产量和塔底产量的关系有：
{
F D F D W
F x D x W x ω=+⋅=⋅+⋅
（）
已知： 10000/D kg h =
则 ：
{
100000.9275100000.9960.152F W
F W =+⨯=⨯+⨯
解得： 883.3011W kg h =
10000883.301110883.3011F kg h =+=
式中 F x ——原料液易挥发组分的质量分数； D x ——馏出液中易挥发组分的质量分数；
W x ——釜残液中易挥发组分的质量分数。

塔温的确定 确定进料温度
操作压力为 1.84P MP =（绝对压力）
假设：泡点进料，温度为45C ︒,T P ，图1-44得到平衡常数k 值。

因为 1.00311i i k x =≈∑
所以 确定进料温度为45C ︒，进料组成的i i k x 值 确定塔顶温度
假设：塔顶露点温度为44C ︒，同理查参考资料1，图1-44得k 值。

/i i y k 。

进料组成的
因为 1.020771i
i
y k =≈∑
所以 确定塔顶温度为44C ︒，i i y k 。

确定塔釜温度
假设：塔釜温度为50℃，查参考资料1，图1-35得k 值。

因为 1.06580i i k x =∑ 误差超过2%，说明假设的温度过高。

再假设：塔釜温度为49℃，查参考资料1，图1-35得k 值。

因为 1.01901i i k x
=≈∑ 所以 ： 确定塔釜温度为49℃,、。

3 精馏塔板数及塔径的计算
塔板数的计算 最小回流比的计算
（1）求相对挥发度ij α 查参考资料6,66页式（7-18）
i i i ij j j j y x k
y k x α== （）
计算举例：
丙烯 440.98k =℃ 49 1.12k =℃
1.0477i k === 丙烷 440.88k =℃ 49 1.00k =℃
0.9380j k == 其相对挥发度为 1.0477 1.11700.9380
i ij j k k α===
（
2）求最小回流比
查参考资料6,87
页式（7-40）
因为是泡点进料 0.9306q F x x == 0.9962D x = 0.1581x ω= 塔顶丙烯-丙烷的相对挥发度： 1.1136D α= 塔釜丙烯-丙烷的相对挥发度： 1.12w α= 进料丙烯-丙烷的相对挥发度： 1.01
1.10990.91
F α=
= 平均相对挥发度： 1.1168m α===
由相平衡方程式 () 1.11680.9306
0.93741110.11680.9306
m q q m q x y x αα⨯===+-+⨯
最小回流比()min R ： min 0.99620.9374
8.64710.93740.9306
D q q q
x y R y x --=
=
=--
计算最少理论板数
min
10.996210.1581lg lg 110.99620.15811164.5590lg lg1.1168
W D D W
m
x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎡-⎤
⎛⎫⎛⎫⎢⎥ ⎪ ⎪ ⎪⎪⎢⎥
--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣
⎦⎣⎦=-=-=
塔板数和实际回流比的确定
取回流比15R =
min 158.64710.39711151R R R --==++,107页吉利兰联图得min
0.18
2N N N -=+ 解得实际塔板数 78.95N = 。

实际塔板数的确定
由上表可见，当14.5~15R =之间时塔板数变化为最慢，所以96.85T N =块。

取实际塔板数100N =块
计算板效率，查参考资料2,109页式（6-53） 78.95100%100%78.95%100T T N E N =⨯=⨯= （）
式中 T E ——塔板效率；
T N ——理论塔板数，块； N ——实际塔板数，块。

确定进料位置
因为 ` 1.1123m α===
10.996210.9306lg lg 110.99620.9306`1126.93lg `lg1.1123
D F D F m m x x x x N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫-⎡-⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥ ⎪⎪ ⎪⎪⎢⎥--⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦=
-=-=
已查得
min
0.39711
R R R -=+ min
`0.18
2
N N N -=+ 由此解得：33.2834N =≈层（不包括进料板），故进料板为塔顶数起的第
34层理论板处。

全塔热量衡算 冷凝器的热量衡算
按参考资料6,31页式（6-27）
()()()()1P VD LD VD i vi LD i Li Q R H H D H y H H V H x H H L
=+-=+∆=+∆∑∑混合混合
（） 式中 P Q ——冷凝器的热负荷，/kcal h ； VD H ——每千克塔顶蒸汽的焓，/kcal kg ；
LD H ——每千克塔顶液产品的焓，/kcal kg ； Vi H ——每千克气相纯组分i 的焓，/kcal kg ； Li H ——每千克液相纯组分i 的焓，/kcal kg ； H ∆混合——混合热。

()
0V
H ∆=混合 ()0L H ∆=混合
查参考资料11.，158~159页图10-4，图10-5得 丙烯 168.5Vi H kcal kg = 99.5Li H kcal kg = 丙烷 100.5Vi H kcal kg = 29Li H kcal kg =
168.50.9962100.50.0038168.241699.50.9962290.003899.2321VD LD H kcal kg H kcal kg
=⨯+⨯==⨯+⨯=
()()()()114.516750168.241699.2321D VD LD Q R D H H =+-=+⨯⨯-
7
7220118.9383.023110kcal h kJ h
==⨯
式中 VP H ——每千克由冷凝器上升蒸汽的焓，/kcal kg ；
LP H ——每千克冷凝液的焓，/kcal kg 。

再沸器的热量衡算
依据参考资料6,32页式（6-30），再沸器热损失忽略不计，得
```W VW LW L m Q V H WH L H =+- （） ()`VW LW V H H =-
式中 W Q ——再沸器的热负荷，/kcal h ； 'V ——提馏段上升蒸汽的量，/kg h ； 'L ——提馏段下降液体的量，/kg h ；
VW H ——每千克有再沸器上升的蒸汽焓，/kcal kg ；
LW H ——每千克釜液的焓，/kcal kg ；
`L m H ——每千克在提馏段底层塔板m 上的液体焓，/kcal kg 。

查参考资料11,158~160页图10-4，图10-5，图10-6， 丙烯 168.5/Vi H kcal kg = 99.5/Li H kcal kg = 丙烷 102/Vi H kcal kg = 34/Li H kcal kg =
168.50.15801020.8420112.507VW H kcal kg =⨯+⨯= 99.50.1580340.842044.349LW H kcal kg =⨯+⨯=
()()()()1112.50744.34914.516250112.50744.349W Q R D =+-=+⨯⨯-
7
7154498.1382.995610kcal h kJ h
==⨯
全塔热量衡算
依据参考资料6，33页式（6-32）
W F LD LW P Q FH DH WH Q Q +=+++损 （） 式中 Q 损——热量损失，/kcal h ；
F H ——每千克进料的焓，/kcal kg 。

丙烯 168.5/Vi H kcal kg = 99.5/Li H kcal kg = 丙烷 100.5/Vi H kcal kg = 29/Li H kcal kg =
99.50.9306290.069494.4768F H kcal kg =⨯+⨯= W F Q FH =+左边
7154498.1387323.129794.47687846363.998kcal h
=+⨯=
73.285310kJ h =⨯ LD LW D DH WH Q =++右边
675099.2321573.129744.3567220118.938=⨯+⨯+ 7846363.976kcal h = 73.278410kJ h =⨯ 所以，左边=右边。

板间距离的选定和塔径的确定
计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度
（1）液体的密度
查参考资料11,25～26页图，得45C ︒、44C ︒、49℃下纯组分的密度，。

按参考资料11,10页式（2-17）计算
1
1
i
mL
i
x ρρ=∑ （）
式中 mL ρ——液体平均密度，3/kg m 。

计算举例：塔顶温度44C ︒
1
11
0.99620.0038477462
mL
ρ=⨯
+⨯
3476.9412/mL kg m ρ=
塔顶进料温度45℃
1
11
0.93060.0694475460
mL
ρ=⨯
+⨯
3473.9275mL kg m ρ=
塔釜温度49℃
1
11
0.15810.8419460450
mL
ρ=⨯
+⨯
3455.9499mL kg m ρ=
液体密度
（2）气体的密度
查参考资料11,10页，得公式：
mv PM
ZRT
ρ=
（） 式中 mV ρ——气体平均密度，3/kg m ；
p ——操作压力，a P ；
Z ——压缩因子，由对比温度和对比压力查图而得；
M ——平均相对分子质量； T ——操作温度，K ；
R ——通用气体常数。

计算举例：塔顶
对比温度 317.15
0.8698364.6192r i ci T T y T =
==∑
对比压力 18.4
0.404545.4865
r i ci P P y P ===∑
塔釜 对比温度 322.15
0.8733368.8685
r i ci T T y T =
==∑
对比压力 18.4
0.432942.5029r i ci
P P y P =
==∑ 式中 c T ——临界温度，K ； c p ——临界压力，a P 。

由r T 、r p 查参考资料11，附图（2-3）得:0.691Z =
342.087618.4
44.35130.6910.08205317.15mv PM kg m ZRT ρ⨯=
==⨯⨯ 同理，求得塔釜 342.6969mv kg m ρ=
求液体及气体的体积流量
V L D =+；L RD = （） 所以 ()1V R D =+ （） ()14.51160.3795=+⨯ 2485.8823/kmol h = 因为 1.0δ=
所以 'V V =（依据恒摩尔流假定，精、提馏段上升气体的摩尔流量相
等）
``2485.882313.09342498.9757L V W kmol h =+=+=
14.5160.37952325.5028L RD kmol h ==⨯=
式中 V 、'V ——精馏塔内精、提馏段上升蒸汽的流量，/kmol h ； L 、'L ——精馏塔内精、提馏段下降液体的流量，/kmol h 。

转换为质量流量
2485.882342.0876104624.8199V kg h =⨯= `2762.093843.2123108812.7858V kg h =⨯= 2325.502842.087697874.8317L kg h =⨯= `2498.975742.7723109385.914L kg h =⨯= 转换为体积流量
33104624.819944.35132359.0050.6542V m h m s === 33`108812.819942.69092328.33810.7079V m h m s === 3397874.8317/476.9412205.21360.0570L m m === 33`109385.914/455.9499241.86900.0672L m m === 。

初选板间距及塔径的估算
（1）计算塔径
查参考资料6,148页表9-4，依据流量初选塔径2.4m ，板间距为500mm 。

根据公式：
C =
（）
式中 C ——负荷系数； T H ——踏板间距，m ；
S L ——下降液体的体积流量，3/m s ； S V ——上升蒸汽的体积流量，3/m s ； L ρ——液相密度，3/kg m ；
V ρ——汽相密度，3/kg m ； g ——重力加速度，2/m s 。

精馏段
0.0780C =
=
max 0.07800.2434u m s === 式中 max u ——最大空塔气速，/m s 。

实际气速 ()max 0.6~0.8u u =取max 0.65u u = 所以 0.650.24340.15821u m s =⨯=
2.2953D m =
==
式中 D ——塔径，m 。

提馏段
0.0757C =
=
max 0.07570.2434u m s ==
所以 0.650.24340.1582u m s =⨯=
2.2953D m ===
取塔径D 为2.4m 。

（2）计算实际空塔气速K u
20.785S
K V u D =
⨯ （）
精馏段 2
0.6542
0.12430.785 2.2k u m s ==⨯ 提馏段 2
0.7099
0.11750.785 2.2
k u m s ==⨯ 浮阀塔塔板结构尺寸确定
（1）浮阀型式：选择1F 型重阀，发片厚度2mm δ=，阀质量为33g ，11.5H mm =，
15.5L mm =，39mm φ，浮阀最大开度8.5mm ，最小开度2.5mm 。

（2）溢流型式：当直径大于2.2m 时，采用双溢流塔板，浮阀排列采用三角形叉排方式。

（3）求阀孔气速
根据阀孔动能因数
09~12F u == 取010F =
0u =
（）
式中 0F ——气体通过阀孔时的动能因数； 0u ——气体通过阀孔时的速度，/m s 。

精馏段阀孔气速
1.5015u m s ︒==
提馏段阀孔气速
1.530u m s ︒==
（4）确定浮阀数及开孔率 根据
2
00
0.785S
V N u d =
⨯ （） 式中 N ——阀孔数，个；
0d ——阀孔直径，00.039d m =。

精馏段 2
0.6552
365.471.50150.7850.039
N ==⨯⨯个 提馏段 2
0.7029
387.501.5300.7850.039N ==⨯⨯个 开孔率Φ
2222
0.039304100%100%8.0%10%2.4d N D ︒⋅⨯Φ=⨯=⨯=<
所以确定用304个浮阀。

对于加压塔Φ应小于10%，故满足要求。

查参考资料10,120页表4-5得双溢流型塔板结构参数，。

查参考资料4,。

溢流堰及降液管设计计算
塔盘为双溢流塔板，溢流堰为弓型，降液管为弓型。

（1） 计算停留时间
按参考资料2,196页式（7-14）计算 3~5f T
S
A H s L τ⋅=
≥ （）
0.7389f A = 30.06334/S L m s = 精馏段 0.73890.5
11.6520.063342
f T S A H s s L τ⋅⨯=
=
=>
提馏段 0.73890.5
10.252
0.07202
f T S A H s s L τ⋅⨯==
=>
式中 τ——液体在降液管内的停留时间，s ； f A ——降液管的截面积，2m 。

液体在降液管内的停留时间不应小于3~5s ，计算结果均满足要求。

（2） 降液管底隙高度0h 计算 根据设计参考资料2,197页式（7-16）
0W OL
L
h L u =
（） 式中 W L ——弓型降液管出口堰长度，m ； OL u ——降液管底隙液体流速，/m s 。

其中/2S L L =（因为双溢流）0.620 2.4 1.488W L m =⨯=
0.07~0.25/OL u m s =，取0.2/m s
精馏段 00.0570/2
0.08130.2 1.7528h m =
=⨯ 提馏段 0.06722
0.09560.2 1.7528h m ︒=
=⨯ 根据参考资料1取50h mm ︒=。

（3）计算溢流堰上液层高度ow h
采用平堰，根据参考资料2,195页式（7-10）
2/3
2.841000h ow W L h E L ⎛⎫
= ⎪⎝⎭
取E= （） 式中 E ——液流收缩系数； h L ——塔内液体流量，3/m h 。

精馏段 22.84205.213620.04281000 1.7528w h m ︒⎛⎫
=⨯= ⎪
⎝⎭
提馏段 22.84259.319220.04781000 1.7528w h m ︒⎛⎫
=⨯= ⎪
⎝⎭
取出口堰高50w h mm =
根据参考资料2,194页式（7-9）板上液层高度
L w ow h h h =+
（）
精馏段 42.85092.8L h mm =+= 提馏段 47.85097.8L h mm =+= 取100L h mm =。

塔高的计算
（1）()()()1110020.658.8T T N H N H m -+-=-⨯=精精提提 （2） 1.5 1.50.60.9T T H H m ==⨯=进料精 （3）()1.3m 第一块板上空间高度 （4）1
0.0250.6254
h D m =
+=封头上精 （5）()1.5m 最后一块板下至液面之间高度 （6）1
0.0250.6254
h D m =
+=封头下提 （7） 1.5h m =裙座 （8）0.4h m =锥段
则：h =(1)+(2)+(3)+(4)+(5)+(6)+(7)+(8)=m
4 流体力学计算及塔板负荷性能图
水利学计算 塔板总压力降的计算
根据参考资料2,201页式（7-23）
()1p c h h h h m σ=++液柱 （）
式中 h P ——塔板总压力降，a P ； C h ——干板压力降，a P ； l h ——板上清液层阻力，a P ； h σ——表面张力的压力降，a P 。

（1）干板压降C h ：对于1F 型重阀，根据参考资料2,201页式（7-25） 全开前：
0.1750.175001331
0.719.9
C L L
u h u A ρρ== （） 式中 1A ——干板压降系数。

精馏段 0.1750.175
1331 1.50050.7 1.500519.9476.9412476.9412c h A =⨯⨯⨯=⨯
()0.0448m =液柱
提馏段 ()0.175
1.546519.90.047545
2.2528
c h m =⨯
=液柱 全开后： 205.372V C L
u h g ρ
ρ=⨯ （）
精馏段 ()21.500544.3513
5.370.057429.8147
6.9412c h m =⨯
⨯=⨯液柱 提馏段 ()21.546542.6969
5.370.060529.81452.2528
c h m =⨯
⨯=⨯液柱 取两者较大的值0.0574()C h m =液柱，()`0.0605c h m =液柱 （2）板上清液层阻力，根据参考资料2,201页式（7-26）
0.4l w ow h h h =+ （）
精馏段 ()0.40.050.04570.0637l h m =⨯+=液柱 提馏段 ()10.40.050.04850.0685h m =⨯+=液柱 （3）忽略表面张力的压力降 故气体通过塔板的压力降：
精馏段 ()0.05740.06370.1211h m P =+=液柱
提馏段 ()0.06050.06850.129P h m =+=液柱
雾沫夹带
（1）根据参考资料2,202页式（7-33）、式（7-34） 泛点率
1100136100%V S AF a
C L Z
F C A +=
⨯⋅ （）
或
1100100%0.78V
T AF
C F A C =
⨯
式中 1F ——泛点率；
V C ——气相负荷，3/m s ； Z ——溢流的流程长度，m ； AF C ——气相负荷系数； T A ——塔的截面积，2m ； a A ——鼓泡区面积，2m 。

其中气相负荷
V C =（）
精馏段
30.65430.2097V C m ==
提馏段
30.72290.2307V C m ==
溢流的流程长度 '2 2.420.2580.240 1.644d d Z D W W m =--=-⨯-= 鼓泡区面积 22 4.521620.5429 3.4358a T f A A A m =-=-⨯= 查图得最大气相负荷系数精馏段： 00.122AF C = 提馏段：`0.120AFO C = 不同物系的系数因素为1.0
所以气相负荷系数精馏段：0.122 1.00.122AF C =⨯= 提馏段：`0.120 1.00.120AF C =⨯= 将所有参数代人，得：
精馏段 111000.20971360.057 1.904
100%62.58%
0.122 4.6802
1000.2097
100%35.79%
0.122 6.15800.78
F F ⨯+⨯⨯=
⨯=⨯⨯=⨯=⨯⨯
提馏段 111000.23071360.0670 1.904
100%71.97%
0.120 4.6802
1000.2307
100%40.03%
0.120 6.15800.78
F F ⨯+⨯⨯=
⨯=⨯⨯=⨯=⨯⨯
取大值175.40%F =及176.23%F =，对于大塔，均满足180%~82%F <。

（1）用夹带量经验式：
() 3.7
20.052 1.72L T A h u e H m βϕε-⎛⎫= ⎪⎝⎭
（）
式中 e ——雾沫夹带量，对于一般大塔，真值应在10%以下；
A 、β ——当 400T H mm ≥时，0.159A =，0.95β=，
当400T H mm <时，79.4810A =⨯， 4.3β=； ϕ——系数，对于浮阀塔0.6~0.8ϕ=；
ε——开孔区截面积占塔总截面积的比率，/A A εP T =； u ——气体流速，/m s ；
m ——气液物性影响参数，根据参考资料2,203页式（7-37）
0.295
0.425
55.6310L V V V m ρρσρμ-⎛⎫
⎛⎫-=⨯ ⎪
⎪⎝⎭
⎝⎭
（）
V μ——气体黏度，2kg s m ⋅； σ——液体表面张力，/dyn cm 。

①计算液体表面张力
由参考资料11，65页查表面张力见表2-17. 计算液体平均表面张力
m i i x σσ=∑ （）
式中 m σ——表面张力，/dyn cm 。

44C ︒时 4.80.9962 4.60.0038 4.79924/m dyn cm σ=⨯+⨯=
51℃时 4.10.1581 3.90.8419 3.9316m dyn cm σ=⨯+⨯=
②计算气体黏度
依据参考资料11，43页式（3-5）
m μ= （）
①31/110/dyn cm N m -=⨯
计算气体的平均黏度：
44C ︒时 91.9727mV μμ=
=P
620.937510kg s m -=⨯⋅
51℃时
87.3398mv p μμ=
=
620.910610kg s m -=⨯⋅ （注：61110μ-P =⨯P 210.0102/kgf s m P =⋅ ）
49C ︒时
0.295
0.425
564.79924476.941244.35135.63100.140544.35130.937510m ---⎛⎫
⎛⎫=⨯⨯= ⎪
⎪
⨯⎝⎭
⎝⎭
51℃时
0.295
0.425
563.9316452.252842.69695.63100.1335
42.69690.910610m ---⎛⎫
⎛⎫=⨯⨯⨯= ⎪
⎪
⨯⎝⎭
⎝⎭
③计算开孔区截面积占塔总截面积的百分率
212112sin 2sin 180180x x A r x r r r ππ--P ︒︒
⎛⎫⎛⎫=- ⎪ ⎪⎝
⎭⎝⎭ （） 式中 A P ——开孔区面积，2m 。

取破沫区宽度80s W mm =，边缘区宽度60c W mm = ()2d s D x W W =-+()2.40.2580.080.8622m =-+=
111
0.2580.080.20922
d s x W W m =+=⨯+=
1
2.4 1.20.06 1.142
C r W m =⨯-=-=
210.98220.982 1.34sin 180 1.34P A -︒⎛⎫=⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭π
210.24920.249 1.34sin 180 1.34-⎛
⎫-⨯⨯⨯ ⎪︒⎝
⎭π
4.7350 1.3266=-
2
3.4084m =
0.5575P T A A ε== 将以上数据代人
精馏段 () 3.7
0.952
0.1590.05292.8 1.720.12435000.70.58500.1405e ⨯⨯-⎛⎫
=⨯ ⎪⨯⨯⎝⎭
1.2705%10%=<
提馏段 () 3.7
0.952
0.1590.05297.8 1.720.11755000.70.58500.1335e ⨯⨯-⎛⎫
=⨯ ⎪⨯⨯⎝⎭
1.3509%10%=< 均满足要求。

淹塔情况校核
根据参考资料2，202页式（7-31）
d L d H h h h P =++ （）
式中 d h ——液体流过降液管的阻力，m 液柱； h P ——塔板压力降，m 液柱； d H ——降液管内清液层高度，m 液柱。

无进口堰
2
00.153s d w L h L h ⎛⎫
=⨯ ⎪⎝⎭
（）
精馏段 2
0.057020.1530.016181.75280.05d h m ⎛⎫
=⨯= ⎪⨯⎝⎭
提馏段 2
0.067220.1530.02251.75280.05d h m ⎛⎫
=⨯= ⎪⨯⎝⎭
精馏段 0.12110.09280.016180.2301d H m =++= 提馏段 0.12090.09780.02250.2493d H m =++= ()0.4~0.6d w H H h T ≤+
取 ()0.50.325d T w H H h m ≤+= 所以 ()0.5d w H H h T <+满足要求。

浮阀塔的负荷性能图 雾沫夹带线
取雾沫夹带10%e = 按夹带量经验式计算
() 3.7
0.952
0.1590.052 1.7210%5000.70.58500.1405L h u ⨯-⎛⎫
=⨯ ⎪⨯⨯⎝⎭
上 精馏段 13.7
0.012510.052 1.72L u h ⎛⎫
= ⎪
-⎝⎭上
提馏段 13.7
0.0092610.052 1.72L u h ⎛⎫
= ⎪
-⎝⎭
上
计算举例： 假设 30.02/s L m s = 372/h L m h =
22.84
1000h w w L h E L ︒⎛⎫=⨯ ⎪⎝⎭
（）
2/3
3
722.841021.302 1.7528mm -⎛⎫
=⨯⨯= ⎪
⨯⎝⎭
精馏段 13.7
0.012510.25420.05271.30 1.72u m s ⎛⎫
== ⎪
⨯-⎝⎭
上
2230.785 2.40.2542 1.56444
S D u V m s =
=⨯⨯=上
π 提馏段 13.7
0.0092610.23430.05273.76 1.72u m s ⎛⎫
== ⎪
⨯-⎝⎭
上
2230.785 2.40.2343 1.44214
s D u V m s =
=⨯⨯=上
π 在操作范围内任取若干个s L 值，依式计算出相应的s V 值，。

雾沫夹带线不同
液泛线
取 ()0.50.325d T w H H h =+= （）
液泛时 d P L d H h h h =++ C l L d h h h h =+++
()()0.4w ow C w ow d h h h h h h =+++++
23
23
2244.35131.40.052 2.8410 5.370.1531.488029.81476.9412 1.48800
h S L L u E -︒⎛⎫
⎛
=⨯+⨯⨯+⨯⋅+ ⎪
⨯⨯⎝⎭
⎝精馏段 22328.15370.097685164.4764h S u L L ︒=--
提馏段 22327.09810.08431149.6415h S u L L ︒=-- 计算举例：假设 0.02/s L m s = 372/h L m h = 计算出 2.8423u m s ︒=
2004
s V d u N π
=孔
230.7850.039 2.8423365 1.2403m s =⨯⨯⨯= 在操作范围内任取若干个s L 值，依式计算出相应的s V 值，。

降液管超负荷线
按参考资料2,196页式（7-14）
max f A H L τ⋅T
=
小
（）
式中 τ小——液体在降液管保留时间，s 。

以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则：
23max 0.73890.6
11.08104
L m -⨯=
=⨯
根据参考资料6,157页表9-6 取0min 5F =作为规定气体最小负荷的标准，则：
0min u =
（）
精馏段 min 0.7508u m s ︒=
=
2
23min min 0.7850.0393040.75080.27254
V d Nu m ︒︒=
=⨯⨯⨯=π 提馏段 min 0.7652u m s ︒=
=
2
23min min 0.7850.0393040.76520.27774
V d Nu m s ︒︒=
=⨯⨯⨯=π 液相下限线
设最小液量时，平堰上的液量层厚度为6mm 。

由参考资料2,195页式（7-10）
23min 0.006 2.8410w w L h E L -︒⎛⎫
==⨯ ⎪⎝⎭
（）
式中 E ——液流收缩系数，一般取1.0。

3/2
3min
30.0062 1.4889.1387/2.8410L m h -⎛⎫=⨯⨯= ⎪⨯⎝⎭
30.002539/m s =
操作点
精馏段
0.655211.49470.0570V L == 提馏段
`0.707910.5342`0.0672
V L == 精馏段 操作弹性max min 1.065
2.52970.421`
V V =
== 提馏段 操作弹性=
max min V V =0.9456
0.3472
= 在回流比不变的操作条件下，，并作出操作线。

总论
艰辛的一个月生活已接进尾声，感觉非常有必要总结一下本次设计（论文）的得失，从中继承了做得好的方面改进不足的地方。

从开始的选题，计算，绘图直到完成设计。

其间，查找资料，老师指导，与同学交流，反复修改。

每一个过程都是对自己能力的一次检验和充实。

通过这次实践我学到了好多从前不懂得知识，真正尝试到实践的重要性，此次收获很多，比如知道该如何查找一些相关资料和相关标准，提高自己的分析和
动手能力，懂得许多经验公式是前人不懈努力的结果，懂得做什么事就算在难，也要全力以赴，追求最好的结果。

但在这次设计中也暴露出自己对专业知识有很多不足之处，比如缺乏综合运用专业知识的能力，对材料不了解等等。

这次实践是对自己专业的一次检阅，使我明白自己的知识还很浅薄，虽然马上毕业但是求学路还很长，以后更应该学习给自己充电，努力使自己成为一个对社会有贡献的人，为中国的化工事业添上自己的微薄之力。

致谢
两年半的函授学习，转眼间就要接近尾声。

回顾这二年半的学习生活，我感到非常的充实。

作为一个专科生的毕业设计，由于经验的匮乏，难免有许多考虑不周全的地方，如果没有指导教师的的督促指导，想要完成这个设计是难以想象的。

在此，首先要感谢张萍我的论文指导老师，无论从选题到查阅资料，论文提纲的确定，中期论文的修改，后期论文格式调整等各个环节中都给予了我悉
心的指导。

她的治学严谨和科学研究的精神也是我永远学习的榜样，并将积极影响我今后的学习和工作。

最后还要感谢西北大学的老师精彩的演讲，感谢期中他们对我们设计提出的宝贵意见，在此对他们表示我衷心的感谢。

此致
敬礼
签名：
日期：年月日
参考文献
[1] [M].:1978:256-246.
[2] [M].:1975:165-150.
[3] [M]. :1980:421-432.
[4] [M].化学工业出版社. 北京:1977:624-635.
[5] [M]. 北京化学工业出版社. 上海:1980:750-748.
[6] [M]. 化学工业出版社. 上海:1990:362-358.
[7] [M].化学工业出版社. 北京:2005.
[8] [M]. 化学工业出版社. 上海:1979:512-501
[9] 杨组荣主编. 化工原理[M].高等教育出版社. 北京:1982:536-546.
[10] [M].化学工业出版社. 北京:1984:431-423.
[11] [M].化学工业出版社. 北京:1984:357-368.
符号说明
D －流出液流量 ，h kmol / N －塔板数 F －进料流量，h kmol / δh －表面张力压头
W －釜液流量， h kmol / d H －降液管中液面高，m P －操作压力，a P c Q －冷凝器的热负荷， h kJ /
r －汽化潜热，mol cal / r Q －再沸器的热负荷，h kJ / r T －相对温度 t ∆－温度差，C 0
r P －相对压力 v P －气体相对密度，2m
q － 进料热状态参数 u －气速，s m / R －回流比 σ－表面张力，cm dyn /
a －挥发度 t A －塔截面积，2m w l －堰长 ，m 0d －筛孔直径，m d W －堰宽，m t －孔中心距，mm
f A －降液管面积，2m δ－板厚，mm
τ －停留时间，s Φ－开孔率，
0h － 降液管的高，m a A －开孔区面积，2m
n － 孔数 0A －筛孔面积，2m p h －塔板阻力，液柱m l h －板上清液层阻力，液柱m c h － 干板阻力，液柱m T H －板间距，m
A －传热面积，2m '
0h －干板压降，液柱m
附录。