中国石油大学化工工艺与设备课程设计——精馏塔设计

化工工艺与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：过程装备与控制工程 1406 班
指导教师：李皮
2017年7月10 日
中国石油大学（华东）
化工工艺与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：异丁烷正丁烷
异戊烷正戊烷
进料状态：e＝
2.产品要求：
塔顶产品：异戊烷≯
塔底产品：正丁烷≯（以上均为mol-fr）
三、设计说明书主要内容：
1.流程简图
2.工艺计算（包括物料衡算及热量衡算总表）
3.塔板计算
4.塔体初步设计
5.辅助设备的选用
6.计算结果汇总表
7.分析与讨论
四、绘图要求：
浮阀排列图
五、发出日期：2017年7月2日完成日期：2017年7月11日
指导教师：李皮
目录
第一章．前言
第二章．流程简图
第三章．物料衡算
.操作条件确定 ........................................................................................................................
回流罐压力的计算.....................................................................................................
塔顶压力的确定.........................................................................................................
塔底压力的确定.........................................................................................................
塔顶温度的确定.........................................................................................................
塔底温度的确定.........................................................................................................
.最小理论板数和最小回流比 ................................................................................................
最小理论板数的计算.................................................................................................
最小回流比的计算.....................................................................................................
.实际回流比和理论板数 ........................................................................................................
.全塔效率与实际板数 ............................................................................................................
.进料位置与进料条件 ............................................................................................................
.非清晰分割验算 ....................................................................................................................
第四章．能量衡算
.塔顶冷凝器的热负荷 ............................................................................................................
.再沸器负荷及热损失 ............................................................................................................
第五章．精馏塔的选型与设计
塔径 ...................................................................................................................................................
精馏段........................................................................................................................................
提馏段........................................................................................................................................
塔板 ...................................................................................................................................................
溢流装置的设计计算................................................................................................................
浮阀塔板结构参数的确定........................................................................................................
浮阀塔板流体力学计算............................................................................................................
负荷性能图................................................................................................................................
.塔体初步设计 ..................................................................................................................................
筒体............................................................................................................................................
封头............................................................................................................................................
人孔............................................................................................................................................
塔高............................................................................................................................................
裙座............................................................................................................................................
接管的设计................................................................................................................................ 第六章．塔体的辅助设计
再沸器的设计 ...................................................................................................................................
第七章．结果汇总表
第八章．参考文献
第九章．分析与总结
第一章前言
化工工艺与设备课程设计是化工工艺与设备教学的一个重要组成部分。

要求根据给定的一项具体任务，设计一浮阀式板式精馏塔，具体任务包括：
工艺设计：物料平衡、热量平衡、工艺条件的确定。

塔盘设计：塔盘各部件的尺寸等。

塔体设计：根据工艺设计结果确定塔高、接管等。

附属设备选用：塔顶冷凝器和塔底再沸器的计算与选用。

绘图部分：绘制塔体总图、浮阀排列图和塔盘装配总图。

通过课程设计这一具体的设计实践，应当达到以下目的：
培养综合运用所学知识、查阅化工资料获取有关知识和数据、进行化工设备初步设计的能力；
培养独立工作及发现问题、分析问题、解决问题的综合能力；
提高计算能力、培养工程实际观念；
深入了解化工设备的内部结构，掌握板式精馏塔的各主要部件的结构及作用；
培养读图、识图、绘图的能力；
培养严谨的学风和工作作风。

在课程设计中，需要注意的事项有：
先在草稿纸上（计算软件中）完成全部过程；
独立完成，设计必要的数据计算表，写出详细的计算示例；
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；
每一个阶段的设计完成之后，要求绘制必要的汇总表格并上交；
引用参考文献的地方，查取的标准系列等要注明公式来源，标注清楚；
尽量在教室进行设计，以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。

第二章流程简图
根据任务书的要求，初步绘制精馏塔的流程简图如下：
第三章?全塔物料衡算??全塔的初步物料衡算?处理量：360T/d = h
设：塔顶产量为D,塔底产量为W ；?
各组分进料时的摩尔分率如下：
异丁烷X AF ?=??? 正丁烷X BF =? 异戊烷X CF =? 正戊烷X DF =??
已知：X AW =0? X BW = X CD = X DD =0 方程：
F=D+W?=?? F×X AF =D×X AD =×=
F×X BF =D×X BD +W×X BW =×= F×X CF =D×X CD +W×X CW =×= F×X DF =D×X DD +W×X DW ?=×= X AD +X BD +X CD +X DD ?=1? 解得：
物料衡算表
D 质量流量kg/h 0
质量分率0 1 摩尔流量kmol/h 0
摩尔分率0 1
W 质量流量kg/h 0
质量分率0 1 摩尔流量kmol/h 0
摩尔分率0 1
操作条件的确定
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：
由《石油化学工程基础》烃类相平衡常数图A得相平衡常数：
K A=, K B=, K C=
根据泡点方程：
K A X AD+K B X BD+K C X CD
= ×+×+×=≈1
误差：%<1% ，故假设成立。

塔顶回流罐压力：P
罐
=
塔顶压力及温度
取管线压降为：
塔顶压力：P D=+=
设塔顶温度为：50℃，由《石油化学工程基础》烃类相平衡常数图A得相平衡常数：K A=, K B=, K C=
根据露点方程：++=++=≈1
误差：%＜1% ，故塔顶温度T D=50℃。

塔底压力及温度
A．塔底压力
设实际塔板数N=30，每块塔板压降为Δp= 4mmHg.
则P W=P D+N×Δp=+30×4/760=
B. 塔底温度
设T W=90℃，查图得K B=, K C=, K D=
由泡点方程：K B X AW+K C X CW+K D X DW
=×+×+×=≈1
故塔底温度T W=90℃
回流比和理论板数计算
最小回流比和最小理论板数A．Rmin的确定
由如下形式的恩德伍德公式，可算得最小回流比R
min
：
重关键组分为异戊烷（C）
T M=(T D+T W)/2=(50+90)/2=70℃P M=(P D+P W)/2=
在此温度压力下在烃类相平衡常数图内查得各组分K
i
值并求得与以重关键组分异戊烷为对
比组分的α
ij
值，结果列于表中。

各组分K i值、αij值
K A K B K C K D
K i
又由任务书知e=，则q=1-e=，将物料衡算数据代入恩德伍德公式方程组解得：θ= R min=
B．N
min
的确定
由芬斯克公式计算最小理论板数：
式中，
塔顶温度压力下：K A=, K B=, K C= →αBD=
塔底温度压力下：K B=, K C=, K D= →αBW=
带入公式得：αlk,hk= , N min=
即最小理论板数为块。

实际回流比和理论板数
在R/R min在1～3的范围内，选取若干个回流比值，算出相应的R/R min值，并通过如下方程组求得相应的一系列N值，进一步可求得相应的一系列N（R+1）值，部分结果列于表中。

?ij=Ki/Kj 1
所求得的实际回流比为，理论板数为块。

全塔效率和实际塔板数
全塔效率可用奥康奈尔经验公式表示：
其中，
平均温度下的组分粘度：
μA=，μB=，μC=, μL,D=
μL=s α=(αBD+αBW)/2=
带入公式得：E r=
实际塔板数：N=N r/E r= →圆整为32块。

进料位置与进料条件
设进料位置为第16块板
进料压力P=P D+(P W-P D)/25×16=
①确定进料温度
假设进料温度为70℃
查图得K A=, K B=, K C=，K D= 则αBC，F=
∑K i X i/(e(K i-1)+1)=
误差＜1% 故满足假设
②进料压力为
③
带入数据得N R/N S=
又N R+N S=32 N R= →N R= N S=
故进料位置为第16块塔板，与假设符合。

非清晰分割验算
塔顶：K A=, K B=, K C= →αAC
= 3
，D
塔底：K A=3，K B=, K C= →αAC
=
，W
N min=
则X AW=×10-5 ≈0 此含量极微
因此清晰分割假设合理。

第四章能量衡算
冷凝器热负荷
塔顶冷凝液温度为40℃，压力为，塔顶蒸汽的温度为50℃，压力为,查表得各物质焓值表：
表4-1塔顶各物质焓值表
状态气相液相
Q D=(R+1)D (H V,D - H L,D)
=+1) ××=×107 KJ/h
再沸器热负荷
塔底温度为90℃，压力为,查表得各物质的焓值表：
进料液相组成：
X AL=X AF/1+(K AF-1)e=1+1×=
X BL= X CL= X DL=
进料气相组成：
Y A V=K AF·X AL=2×=
Y BV= K BF·X BL =×=
Y CV= K CF·X CL=×=
Y DV= K DF·X DL=×=
进料处气相焓值：
H VF=H A V·Y A V+H BV·Y BV+H CV·Y CV+H DV·Y DV
=×+×+×+×
= KJ/mol
进料处液相焓值：
H LF=H AL·Y AL+H BL·Y BL+H CL·Y CL+H DL·Y DL
=×+×+×+×
= KJ/mol
进料焓值：
H F=e·H VF+(1-e)·H LF=×+×= KJ/mol
全塔热量衡算：
塔顶产品带出热量：
Q D=D·H LD=×==×106 KJ/h
进料带入的热量：
Q F =F ·H F =×=×106 KJ/h 塔底产品带出热量： Q W =W ·H W =×=×106 KJ/h 冷凝器热负荷： Q C =×107 KJ/h
由 Q F +Q B =Q D+Q W +Q C +Q 损 解得 Q B =×106KJ/H
Q 损= Q 损=×105KJ/H
即再沸器热负荷为×106KJ/H
塔顶冷凝水及塔底蒸汽用量
冷却水用量：kg/h 10 239.479320)
(304.187101.0027)t (t C Q G 37
12P C C ⨯=-⨯⨯=-=
塔底温度为90℃，所以选择120℃的蒸汽，在该条件下水的潜热通过《石油化工基础数据手册》[5]为 γ= KJ/kg.
水蒸气用量：h Q /67.35032
.2205107263.7γ6 kg G B B
B =⨯==
第五章 精馏塔的选型与设计
塔径
精馏段
1、密度和表面张力的计算
塔顶气相平均相对分子质量
kmol kg M y M i
i VD /07.5872005.0588113.0581837.0=⨯+⨯+⨯==
∑
塔顶气相密度为
3/6109.9324
314.807
.58325.1014.4m kg RT M P VD D VD =⨯⨯⨯==
ρ 通过查表查得密度：
在塔顶的条件下，查得 异丁烷的液相密度为：3/84.517m kg LA =ρ
正丁烷的液相密度为：3/63.540m kg LB =ρ 异戊烷的液相密度为：3/09.588m kg LC =ρ 塔顶液相密度为：3/5090.536m kg LD =ρ 通过查表查得表面张力：
在塔顶条件下，液相异丁烷的表面张力为：M N A /00692.0=σ 液相正丁烷的表面张力为：M N B /00902.0=σ 液相异戊烷的表面张力为：M N C /01170.0=σ
塔顶液相表面张力为：
M
N y i
i D /00866.001170.0005.000902.08113.000006981837.0=⨯+⨯+⨯==
∑σσ
2、气、液相负荷
h kmol D R V /7285.5278107.112)1678.3()1(=⨯+=+=
h kmol RD L /9178.4148107.112678.3=⨯==
s m V S /8857.06109
.9360007
.587285.5273=⨯⨯=
s m L S /0125.05090
.536360007
.589178.4143=⨯⨯=
3、Smith 法
1833.0)8109
.276221.445(03213.00143.0)(5
.05.0=⨯=•VD LD S S L V ρρ 因为是常压塔，取板上液层高度为：mm h l 70= 取板间距mm H T 600/500/450=
查《化工工艺与设备课程设计》可得对应板间距下的20C 为115.0/095.0/08.020=C 气相负荷因数C ，2.020)02
.0(σ
C C =，在对应的20C 下可以求得相应的C 为：
C=
最大容许气速为：
v
v
l C u ρρρ-•
=max 3/5090.536m kg l =ρ，3/6109.9m kg v =ρ
在对应的C 下，求得相应的最大气速相应为s m u /7202.0/5950.0/5010.0max =
实际选用的空塔气速u 应为：max max 7.0)8.0~6.0(u u u =•= 在对应的m ax u 下求得相应的空塔气速为：u=s 塔径为：
u
V D S
••=
π4 在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D= 4、波律法
最大允许气速为：
v
v
l v
l
S S T V L H g u ρρρρρ-•
••
+•=
21055.0max 求得在相应的板间距下的最大允许气速为：s m u /4627.0/4224.0/3276.0max = 适宜的气速流通截面上的气速：max u K K u S n ••= 当塔径D>900mm 或T H >500mm 或常压、加压塔：K= 根据《化工工艺与设备课程设计》，取系统因数98.0=S K 适宜的空塔气速：n u u 9.0=
在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=s
u
V D S
••=
π4 在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：
将Smith 法和波律法进行比较，以2D H T 的大小作为代表数据,找出最小2D H T 值对应的塔板间距和塔径。

将上述的数据汇成表格，如下所示：
表5-1精馏段塔径计算
根据数据表，选出精馏段H T =450mm, D=
提馏段 1、密度及表面张力
kmol kg M y M i
i VW /93.71724117.0725833.058005.0=⨯+⨯+⨯==
∑塔底气
相密度为：3/0071.11363
314.893
.71325.1015579.4m kg RT M P VW W VW =⨯⨯⨯==
ρ 在塔底的条件下，查得 正丁烷的液相密度为：3/0144.483m kg LA =ρ 异戊烷的液相密度为：3/9070.540m kg LB =ρ
正戊烷的液相密度为：3/4334.549m kg LC =ρ
塔底液相密度为：3/1259.5444334
.5494121
.09070.5405839.00144.4830040.01
m kg LW =+
+=
ρ
在塔底条件下，液相正丁烷的表面张力为：M N A /004977.0=σ 液相异戊烷的表面张力为：M N B /007789.0=σ
液相正戊烷的表面张力为：M N C /008718.0=σ
塔底液相表面张力为：
M
N x i
i W /008157.0008718.04117.0007789.05833.0004977.0005.0=⨯+⨯+⨯==
∑σσ
2、气、液相负荷
h kmol F q V V /5645.389)1(=-+=' h kmol qF L L /0271.507=+='
s M V V VW
VW
S /7072.00071
.11360093
.715645.38936003m =⨯⨯=
⨯'=
'
ρ
s m M L L LW
LW
S /01862.01259
.544360093
.710271.50736003=⨯⨯=
⨯'='
ρ
3、Smith 法
1851.0)0071.111259.544(7072.001862.0)(5
.05.0=⨯=•''VW LW S
S L V ρρ 因为是常压塔，取板上液层高度为：mm h l 80= 取板间距mm H T 600/500/450= 查《化工原理课程设计》
[1]
图2-7可得对应板间距下的20C 为：
11.0/08.0/075.020=C
气相负荷因数C ，2.020)02
.0(σ
C C =，在对应的20C 下可以求得相应的C 为：
C=
最大容许气速为：
v
v
l C u ρρρ-•
=max 在对应的C 下，求得相应的最大气速相应为s m u /6399.0/4653.0/4362.0max = 实际选用的空塔气速u 应为：max max 7.0)8.0~6.0(u u u =•= 在对应的m ax u 下求得相应的空塔气速为：u= / / m/s 塔径为：
u
V D S
••=
π4 在对应的空塔气速下求得相应的塔径为：D= 4、波律法
最大允许气速为：
v
v
l v
l
S S T V L H g u ρρρρρ-•
••
+•=
21055.0max 求得在相应的板间距下的最大允许气速为：s m u /6774.0/6184.0/5866.0max =
适宜的气速流通截面上的气速：max u K K u S n ••= 当塔径D>900mm 或T H >500mm 或常压、加压塔：K= 根据表2-4，取系统因数98.0=S K 。

适宜的空塔气速：n u u 9.0=
在相应的最大允许气速下，求得的适宜空塔气速为：u=s
u
V D S
••=
π4 在相应的适宜空塔气速下，求得塔径为：
将Smith 法和波律法进行比较，取塔径较大的数值，以2D H T 的大小作为费用的代表数据,找出最小2值对应的塔板间距和塔径。

将上述的数据汇成表格，如下所示：
根据数据表，选出精馏段H T =450mm, D=
总结：精馏段和提馏段都选择塔径D=1600mm ，板间距H T =450mm 板上液层高度h l =80mm 。

塔板
溢流装置的设计计算
1、板上液流形式的决定
精馏段和提馏段的液相负荷分别为： s m L S /0125.03=s m L S
/01862.03='
，塔径
初选为1600mm ，根据《化工工艺与设备课程设计》[1]表2-5，选择单流型。

2、溢流堰
单流式塔板的堰长一般为塔径的60%~80%，塔径为1600mm ，所以选择堰长为：
m D l w 12.16.17.0%70=⨯==
对常压及加压塔，一般取堰高为40~60mm ，所以mm h w 40=。

对于溢流堰的型式，先取为平口堰。

32
)(100084.2w h ow l L E h = 对
于
精
馏
段
h
m L h /4536000125.03=⨯=，对于提馏段
h m L h /032.67360001862.03=⨯='。

取E=1。

将上述数据代入ow h ，则堰上液层高度在精馏段为，在提馏段为。

ow w l h h h +=，所以假设基本一致。

3、降液管面积d A 及宽度d W 的决定
一般情况下都是用弓形降液管，根据D l w /，通过查《化工工艺与设备课程设计》[1]附表7可得：l w /D=，W D =255mm ，A d =2070cm 2， A T =
4、受液盘
由于塔径较大，物流无悬浮固体，也不易聚合，故受液盘采用凹形受液盘，盘深取50mm ，并且开两个10φ的泪孔。

图5-1凹型受液盘式塔板结果示意图
5、进口堰
凹形受液盘不必设进口堰。

6、降液管底隙高P h
对于凹形受液盘，一般底隙高度等于盘深，所以降液管底隙高度为h b =50mm 。

浮阀塔板结构参数的确定
塔径大于800mm ，故采用分块式塔板，分块式塔板由两块弓形板、一块通道板和数个矩形板构成。

1、浮阀型式的选择
选用F1型浮阀中的重阀，阀径48mm ，阀孔直径Φ39mm ，重约33g 。

2、浮阀的排列
分块式塔板采用叉排，等腰三角形排列，其底边固定为75mm ，高t 根据开孔率而变更。

3、开孔率 （1）精馏段
%100o ⨯=
）
塔板总面积（）
阀孔总面积（AT A φ
查表选取标准塔板，塔径D=1600mm,A T =,H T =450mm,W d =255mm,A d =,浮阀个数为176个，开孔率为%。

Wc=90mm,W F =140mm 。

X=D/2-( W d+ W F )=
γ=D/2-W C =塔板有效鼓泡面Aa=。

等腰三角形边长S=75mm ,排间距t=Aa/NS=*176)= 验证：
=s
=s
=s
=s
取u 0D =s, u 0W =3m/s 浮阀动能因数动能因数:
F OD =u 0D
=∈(8,17)
F OW =u 0W =∈(8,17)
塔顶、塔底浮阀动能因数均在8~17之间，因此所选标准浮阀塔盘合适，基本无漏液现象。

浮阀塔板流体力学计算 1、塔板压力降
浮阀塔板压力降认为由三部分组成，气流通过干塔板C P ∆，通过液层的压力降为1P ∆，克服液相表面张力的压力降σP ∆。

σP P P P C ∆+∆+∆=∆1 以液柱高度表示压力降：
σh h h h l C P +'
+= （1）干板压力降
对33gF-1型重阀，全开前的干板压降：（m 液柱）
l
C u h ρ175.00
9
.19=
全开后的干板压降：
l
v C g u h ρρ
•=237.52
阀孔动能因数 v u F ρ00=
精馏段：s m u /029.30=，3/6109.9m v kg =ρ
提馏段：s m u /3636.30=，3/0071.11m kg v =ρ 所以精馏段、提馏段都是全开，代入公式分别计算可得： 精馏段：m h C 0866.0=。

提馏段：m h C 0835.0= (2)液层压力降
()ow w l h h h +='
β
β 为充气系数，取β=。

精馏段：m h l 03665.0=' 提馏段：m h l 0835.0='
(3) 气体克服液体表面张力的压强降 由于气体克服表面的压强降很小，可以忽略.
(4)塔板压降
精馏段：mmHg m h h h l C P 062.41233.003665.00866.0==+='
+=
提馏段：mmHg m h h h l C P 0816.41462.00835.00627.0==+='
+=
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：
()7
.3272.1052.0⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅⋅-=m u H h A e n
T l εϕ
其中
T a
A A =
ε
⎥
⎦⎤⎢⎣
⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-r x r x r x A 1222a sin 1802π ()F d W W D
x --=
2 C W D
r -=
2
425
.0295
.051063.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=-V V L V l
m μ
ρρρ
σ
取 7.0=ϕ，A=，n=。

代入数据解得： 精馏段：m=，e=（kg 雾沫/kg 气体） 提馏段：m=，e=（雾沫/kg 气体）。

该值远小于 kg （雾沫/kg 气体）,故满足要求。

(2)泛点率 泛点率
F
S b S V C K A Z
L C F ⋅⋅⋅+=
1361001 V S T V
C K A C F ⋅⋅=
78.01001
其中，
V
L V S
V V C ρρρ-=
d W D Z 2-= d
T b A A A 2-=
代入数据解得精馏段 %06.621=F ，提馏段 %52.581
='
F
经验证，e<kg, %82~801<F ,合理。

3、降液管内液面高度
降液管内液面高度d H 代表液相通过一层塔板所需的液位高度。

p d ow w d h h h h h H ++∆++=
取m h h ow w 0733.0=+，浮阀塔h ∆很小，可以忽略不计。

P h 为塔板压降，
精馏段：m h P 1233.0=，提馏段m h P 1462.0=
d h 为液体流过降液管时的阻力损失，21d d d h h h +=。

其中：21)(
153.0b w s d h l L h •=，22)(1.0r
s d A L
h = 代入数据后求得：
精馏段：m h d 007623.01=，m h d 004982.02=，
m H d 2092.0=
提馏段：m h d 01692.01=，m h d 01106.02=，
m H d 2277.0=
为了防止淹塔，降液管内液面高度应该满足：
()w T d h H H +≤ψ
取5.0=ψ，则m h H w T 27.0)040.050.0(5.0)(=+⨯=+ψ 满足要求。

4、液漏
根据已经求得的阀孔动能因数，查《化工原理课程设计》[1]表2-6可知，在正常工作范围内，所以不存在液漏现象。

5、液体在降液管内的停留时间及流速 1、液体在降液管内的停留时间 s
d
T L A H •=
τ 代入数据，可以求得：
精馏段：s 452.7=τ，提馏段：s 003.5=τ 2、流速
d S d A L u =
代入数据解得精馏段 s m u d /0604.0=，提馏段 s m u d /0899.0='。

经验证：s
m u d /12.0~08.0< ，流速合理
负荷性能图
一、精馏段的负荷性能图
1、过量雾沫夹带线
F
b S V L V
S
KC A Z
L V F 1361001+-=
ρρρ
)36.11095.2(3h F b S V
V
L h ZL C A K V -⋅⋅⨯-=ρρρ
)09.136.1126.08027.198.02950(6109
.96109
.95090.536h L ⨯⨯-⨯⨯⨯⨯-=
h L 98.1009.4862-=
2、淹塔线
()()3
/222
000284.01253.0237.5⎥⎦⎤
⎢⎣
⎡+++⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅+=-w h w b w S l v w T l L h h l L g u h H βρρφ
简化以后
a
dL cL b V h h
h 3
22--=
其中
L V
N a ρρ200148
.0=
()w
T h H b βφφ--+=1
28)(1018.1b w h l c ⋅⨯=
32
1
)
1(00284.0w l d β+=
代入数据经计算可得： 910568-⨯=.a 1850.=b
61076283-⨯=.c 3109503-⨯=.d 所以 h m V h /.315634649=
3、过量液漏线
s m N V v
h / (30)
588012206109
91765215
21=⨯==ρ
4、降液管超负荷线
h m H A L T
d h /.3835833600==
τ
5、液相负荷下限线
43843360010008423
2.])([.min =w
S l L E
6.操作线
85670.=S
s
L V
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，得到精馏段的负荷性能图如下：
操作弹性K=V M /V N =3780/=， 符合条件。

二、提馏段的负荷性能图
1、过量雾沫夹带线
F
b S V L V
S
KC A Z
L V F 1361001+-=
ρρρ
)36.11095.2(3h F b S V
V
L h ZL C A K V -⋅⋅⨯-=ρρρ
h L 3210754533..-=
2、淹塔线
()()3
/222
000284.01253.0237.5⎥⎦⎤
⎢⎣
⎡+++⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅+=-w h w b w S l v w T l L h h l L g u h H βρρφ
简化以后
a
dL cL b V h h
h 3
22--=
其中
L V
N a ρρ200148
.0=
()w
T h H b βφφ--+=1
28)(1018.1b w h l c ⋅⨯=
32
1
)
1(00284.0w l d β+=
代入数据经计算可得： 910679-⨯=.a 1850.=b 61076283-⨯=.c 310953-⨯=.d 所以 h m V h /.302884375= 3、过量液漏线
s m N V v
h / (30)
550911400071
111765215
21=⨯==ρ
4、降液管超负荷线
h m H A L T
d h /.3835833600==
τ
5、液相负荷下限线
43843360010008423
2.])([.min =w
S l L E
6.操作线
980737.=S
s
L V
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，得到提馏段的负荷性能图如下：
操作弹性K=V M/V N=3000/=，符合条件。

.塔体初步设计
筒体
考虑到塔的操作温度、压力、物性的腐蚀性及经济性，塔体采用碳钢（Q235F钢）。

根据塔体承受压力和塔体直径，查表[3,P93]取壁厚为6mm。

封头
采用碳钢椭圆形封头，厚度取稍厚于筒体。

查表[3,P94]选取标准椭圆形封头，其结构尺寸如下：
公称直径Dg=1600 mm，曲面高度h
1=450 mm，直边高度h
2
=40 mm，封头厚度S=10mm。

人孔
根据每7块板设置一个人孔，塔顶、塔底，进料处必须设置的原则，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 450×6mm的圆形人孔。

设置人孔的地方，塔板间距应大于等于700mm。

塔高
塔顶空间高度取H D =。

由于进料为两相进料，进料空间高度可取H F =。

塔底空间高度用下式计算：
)2~1(+⋅=
T
S B A L H θ
塔底产品停留时间θ取为10 min ，则
m A L T
S 7222351..=+⋅θ
于是H B 可取为4m 。

塔的总高
∑-=+
++=11
,
n i
i T F B D H H H H H 其中i≠n f ，即进料板序号。

设有人孔的位置板间距取 m 。

代入数据算得
H=
裙座
塔的高径比为，选用圆筒形裙座，高度取3m 。

裙座筒体上开4个φ50 mm 的排气孔，开2个Dg450的人孔。

接管的设计
1.塔顶蒸汽出口管径
从塔顶至冷凝器的蒸汽导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。

对加压塔，取蒸汽流速为16m/s 。

则蒸汽导管直径
v
S
V u V d ⋅=
π4 代入数据解得
d v = m
考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入V S 值时已适当放大。

查表[3,P109-110]取标准接管，其参数如下：
公称直径Dg=300 mm ，外径×厚度为325×10 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u R = m/s 。

回流管管径
R
S
R u L d ⋅=
π4
代入数据解得
d R = m
考虑到生产中操作回流比的变动，式中代入L S 值时已适当放大。

查表[3,P106]取标准接管，其参数如下： d g2×S 2=108×4，d g1×S 1=133×4
3.进料管管径
进料为气液相混合进料，料液速度用如下公式估算：
e u u V m =
经验气速u V 选为16 m/s ，e 为进料的质量气化分数。

因进料的摩尔气化率为，进料气相平均摩尔质量为mol ，液相平均摩尔质量为mol ，故
代入数据解得 进料的气相体积流率
V F,S = m 3/s
将数据代入下式
f
S
F f u V d ⋅=
π,4
解得
d f =
计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。

查表[3,P109-110]取标准接管，其参数如下： dg2×S2=108×4，dg1×S1=133×4
4.塔底出料管管径
对一次通过式再沸器，取塔底出料管的料液流速为 m/s 。

塔底出料管管径
W
W
W u L d ⋅=
π4
代入数据解得
d W =
计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。

查表[3,P109-110]取标准接管，其参数如下：d W =80mm 标准管
5.塔底至再沸器连接管管径
d L =
计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。

查表[3,P109-110]取标准接管，其参数如下：d L =125mm 标准管
6.再沸器返塔联接管管径
对于热虹吸式一次通过式再沸器，返塔为气液两相混合，料液速度用如下公式估算：
e u u V m =
经验气速u V 选为16m/s ，e 为返塔的质量气化分数。

因蒸汽量为提馏段的气相负荷，液相量为塔底产品量。

蒸汽量为提馏段的气相负荷，故返塔的气相体积流率
V S =s
将数据代入下式
m
S
b u V d ⋅=
π4
解得
d b =
计算时已考虑到生产中操作回流比的变动作出适当放大。

查表[3,P109-110]取标准接管，其参数如下：d W =200mm 标准管。

第六章 塔体辅助设计 列管式换热器的设计
1、冷凝器
根据前面求得的数据，h KJ Q D /.711000271⨯= 2、有效平均温差
K 131=∆t K 202=∆t K 251620
1320
132121.=-=∆∆∆-∆=
∆In t t In t t t m 3、冷却剂用量
根据前面求得的数据，s kg 25951/.=m L
4、传热面积
冷凝器中热流体为有机蒸汽，冷流体为水，根据《化工原理课程设计》[1]表1-5取
12850--︒••=C m W K 。

270147m t K Q
A m
.=∆=
根据《化工工艺与设备课程设计》[2] 附表4，选取浮头式冷凝器，壳径为900mm ，管程数为6，管长为6m ，换热面积为2m ,。

再沸器的设计 1、再沸器的热负荷
根据前面求得的数据，h 10726376/.KJ Q w ⨯= 2、有效平均温差
C t m ︒=-=∆28102130
根据《化工原理课程设计》[1]表1-5取121000--︒••=C m W K 。

3、换热面积
26172m t K Q
A m
.=∆=
根据《化工原理课程设计》[1]附表9取卧式热虹吸式再沸器，型号为F LA 500-80-25-2。

第七章结果汇总表
物料衡算表
热量衡算表
工艺条件表
表7-4 塔盘选型表
塔径 塔截面积 塔盘间距 降液管长度 降液管宽度 降液管总面积 （mm ） (cm 2) (mm) (mm) (mm) （cm 2） 1600 20110
450
1120 255 2070
A D /A T
阀孔按三角形75*100排
列
出口堰高度
一层塔盘质
量
施工图号
(%) 浮阀数(个) 开孔率 (%) （mm ） （kg ） 176
40
152
F1610Ⅲ
表7-5 塔体选型表
表7-6 接管汇总表
单位：mm 公称直径外径接管伸出长度补强圈外径补强圈内径
塔顶蒸汽出口管300 325×10 200 550 329 进料管150 159×6 200 300 163
塔底出料管80 89×6 150 180 93
塔底至再沸器管150 159×6 200 300 163
再沸器返塔管200 219×8 200 400 223 回流管80 89×6 150 180 93
表7-7 换热器选型表
公称直径
mm 管程数管数
管长
mm
公称换热面积
m3
公称压力
MPa
塔顶冷凝器900 6 426 6000 塔顶再沸器900 6 426 6000
第八章参考文献
[1] 王万里，刘相，段红玲，石油化学工程基础.中国石油大学出版社
[2] 马沛生，夏淑倩，夏清.化工物性简明手册.北京：化学工业出版社，.
[3]上海化工学院炼油教研组.石油炼制设计数据图表集（上、下册）..
[4] 化工工艺与设备课程设计.青岛:中国石油大学（华东）出版社.
第九章分析与总结
在这近半个月的时问里，从最初的无从下手，通过和同学讨论，再到逐步进行整个流程的计算，自己有很多收获。

对操作条件、设备尺寸、材料的选取和校核，往往需要进行大量的运算，是对我们的一种考验。

由于步骤与步骤之问的密切联系，上一部分的计算结果通常会成为前一步的运算依据，所以一旦一步有误，就不得不重新计算。

我真切感受到了理论与实践应用中的种种困难，也体会到了利用所学的有限理论知识去解决实际各种问题的不易。

总体来说本次课程设计任务比较重，我们要在十天的时间里完成工艺计算、塔板的计算，板式塔的初步设计和辅助设计，最后还要画出浮阀排列图。

在这次课程设计中，我们用到了许多学过的知识，是对学过的知识的一个运用与检验。

当然，设计过程中还是遇到一些我们自己解决不了的问题，通过向其他同学请教与咨询老师，我们最终完成了本次课程设计。

本次课程设计使得我对整个精馏塔有了深刻的理解，无论是工艺计算还是塔板设计，从理论到实践，自己独立思考和实际动手能力都得到了很好的培养。