丙烯-丙烷化工课程设计

化工与制药学院

课程设计说明书

课题名称 8.3万吨/年丙烯－丙烷板式精馏塔设计 专业班级 化学工程与工艺01班 学生学号 1106010123 学生姓名 殷祥 学生成绩 指导教师 陈苏芳老师

课题工作时间 2014-6-16至2014-6-28

课程设计任务书

专业 化学工程与工艺 班级 01 学生姓名 殷祥 发题时间： 2014 年 6 月 17 日 一、 课题名称

8.3万吨/年丙烯－丙烷板式精馏塔设计

二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 1. 课程设计参考书：

(1) 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000

(2) 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，1986

(3) 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995

(4) 陈维杻，传递过程与单元操作. 杭州：浙江大学出版社，1993 2. 计算用计算机及绘图化工CAD软件

三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目） 1. 撰写课程设计说明书一份 2. 带控制点的工艺流程图一张

3. 塔设备的工艺条件图（包括部分构件）一张 四、 设计所需技术参数 原料： 丙烯、丙烷 原料温度： 泡点进料，℃ 处理量： 8.3万吨/年

原料组成： 丙烯的质量分率45%，丙烷的质量分率55% 产品要求： 塔顶丙烯的质量分率90%，塔底丙烷的质量分率98% 生产时间： 300天/年 冷却水进口温度：25℃

加热剂： 0.3MPa饱和水蒸汽

单板压降: ≤0.7kpa

生产方式：连续操作，泡点回流

五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标

题即可)

1． 设计方案的确定

2． 带控制点的工艺流程图的确定

3． 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比） 4． 塔的工艺计算 (1) 全塔物料衡算 (2) 最佳回流比的确定 (3) 理论板及实际板的确定 (4) 塔径的计算

(5) 降液管及溢流堰尺寸的确定 (6) 筛板孔径及排列方式的确定

(7) 塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间校核，严重漏液校核） (8) 塔板负荷性能图的绘制 (9) 塔板设计结果汇总表 5． 辅助设备工艺计算 （1）塔附件设计

（2）换热器的面积计算及选型 （3）各种接管管径的计算及选型 （4）泵的扬程计算及选型

6．塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管） 六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）

2014年06月17～2014年06月19：查找资料，初步确定设计方案及设计内容 2014年06月20～2014年06月22：根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿 2014年06月23～2014年06月25：撰写设计说明书

2014年06月26～2014年06月28：绘制工艺流程图及工艺条件图 2014年06月29～2014年07月01：答辩

指导教师（签名）： 陈苏芳 学科部主任（签名）： 2014 年 6 月 16 日

《课程设计》综合成绩评定表

指导教师签名： 学科部主任签名：

年 月 日 年 月 日

摘 要：

本文通过设计板式精馏塔达到分离丙烯—丙烷二元混合物，需要满足年处理量

83000吨，原料中丙烯含量45%（质量分数，后同），塔顶产品要求含丙烯不低于90%，塔底丙烷含量不高于2%，常压操作，泡点进料。

采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，塔釜采用液氮加热。通过全塔物料衡算、塔体工艺尺寸计算、塔板工艺尺寸计算，得到该塔板工艺尺寸。设计采用塔径2.8m，共安装59块塔板,第35块为进料板，每块板安定区宽度0.080m、边缘区宽度0.050m、开孔数28200，采用单溢流弓形降液管，全塔高度为48.8m。精馏段操作弹性 3.50 提馏段操作弹性3.77。

经验算各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。

关键词：精馏塔，筛板塔，丙烯，丙烷

Abstract

This article elaborates a method to separation the propylene-propane binary mixture through a plate distillation tower in design. this rectifying tower need to fulfill following requirements: throughput in annual is 83000 ton; 45% propylene content in the raw material; propylene content should not be lower than 90% in overhead production and should not be higher than 2% in tower bottom; operate in atmosphere , import materials in bubble point.

Using continuous distillation process, adopt import materials in bubble point means heating raw materials liquid to the bubble point through preheater. The rising steam in overhead adopt total condenser The condensate temperature which lower than bubble point will be back to the tower, the rest of that will be send to storage tank after cooling by production. this system is a part of the easy-separation system, the tower bottom heat by steam directly.Through the calculations with the whole tower material balance, the body process size and tray size. Adopting tower diameter is 2.8 m, a total of 59 pieces of plate installation, 35 pieces to feed plate, rectifying section opening every board number 28200, each with one overflow arch downcomer, tower height of 48.8 m.

All designable datas meet the design requirements checked by fluid mechanics.

Keywords: valve tower sieve plate distillation column propylene propane

目 录

前言 ...........................................................................................................................................................- 12 - .第一章、物性数据 ..................................................................................................................................- 13 -

1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力 ..................................................... 错误！未定义书签。 1.2查取丙烯和丙烷不同温度下得密度 .........................................................................................- 13 - 1.3查取丙烯和丙烷的性质 ................................................................................. 错误！未定义书签。 1.4丙烯—丙烷系统t—x—y数据 ..................................................................................................- 13 - 第二章、塔的工艺计算 ...........................................................................................................................- 15 -

2.1物料衡算 .....................................................................................................................................- 15 -

2.1.1 相对挥发度 .....................................................................................................................- 15 - 2.1.2 回流比 .............................................................................................................................- 17 - 2.1.3 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .....................................................................- 17 - 2.1.4 物料衡算 ............................................................................................. 错误！未定义书签。 2.2 填料精馏塔温度的计算 ............................................................................................................- 17 -

2.2.1塔顶温度的计算 ..............................................................................................................- 17 - 2.2.2塔底温度的计算 ..............................................................................................................- 17 - 2.2.3进料温度的计算 ..............................................................................................................- 18 - 2.2.4各段温度及全塔平均温度 ..............................................................................................- 18 - 2.3 平均密度的计算 ........................................................................................................................- 18 -

2.3.1 填料精馏塔平均摩尔质量的计算 .................................................................................- 18 - 2.3.2 气相平均密度计算 ............................................................................. 错误！未定义书签。 2.4 平均表面张力的计算 ................................................................................................................- 20 - 2.5 混合物粘度的计算 ........................................................................................ 错误！未定义书签。 2.6 实际塔板数的计算 ....................................................................................................................- 21 - 2.7 塔径的初步设计 ........................................................................................................................- 22 -

2.7.1精馏段的直径和空塔气速为： ......................................................................................- 22 - 2.7.2提馏段的直径和空塔气速为： ......................................................................................- 23 - 2.8 塔高的设计 .................................................................................................... 错误！未定义书签。 第三章、塔板的工艺计算 .......................................................................................................................- 25 -

3.1 溢流装置的计算 ........................................................................................................................- 25 -

3.1.1 堰长lw的计算 ...............................................................................................................- 25 - 3.1.2 溢流堰高度hW的计算（本设计中选用平直堰） ......................................................- 25 - 3.1.3 弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算 ........................................................................- 26 - 3.1.4 降液管底隙高度h0和凹形堰深度h1计算 ...................................................................- 26 - 3.2 塔板布置及开孔区的计算 ........................................................................................................- 27 -

3.2.1 塔板分布 .........................................................................................................................- 27 - 3.2.2 开孔区计算 .....................................................................................................................- 27 -

第四章、塔板的流体力学计算 ...............................................................................................................- 27 -

4.1 气相通过筛板塔板的压力降 ....................................................................................................- 27 -

4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算： ............................................................................................- 28 - 4.1.2 气体通过液层的阻力hl计算 .........................................................................................- 28 - 4.1.3 液体表面张力hζ的计算 ................................................................................................- 28 - 4.2 液面落差 ....................................................................................................................................- 29 - 4.3 液沫夹带 ....................................................................................................................................- 29 - 4.4 漏液 ............................................................................................................................................- 29 - 4.5 液泛 ............................................................................................................................................- 29 - 4.6 塔板负荷性能图 ........................................................................................................................- 31 -

4.6.1 液沫夹带线 .....................................................................................................................- 31 - 4.6.2 液泛线 .............................................................................................................................- 32 - 4.6.3 液相负荷上限线 .............................................................................................................- 33 - 4.6.4 漏液线 .............................................................................................................................- 33 - 4.6.5 液相负荷下限线 .............................................................................................................- 34 - 4.6.6 操作线 .............................................................................................................................- 34 - 4.6.7 负荷性能图 .....................................................................................................................- 34 -

第五章、其他辅助设备的计算及选型 ...................................................................................................- 36 -

5.1管径尺寸的计算 .........................................................................................................................- 36 -

5.1.1 进料管 ...........................................................................................................................- 36 - 5.1.2 馏出液回流管 ...............................................................................................................- 36 - 5.1.3 釜液出料管 ...................................................................................................................- 37 - 5.1.4 法兰 ................................................................................................... 错误！未定义书签。

5.2其他附件的选取 .........................................................................................................................- 37 -

5.2.1 人孔的选取 .....................................................................................................................- 37 - 5.2.2 其它数值的选取 .............................................................................................................- 37 - 5.3泵 .................................................................................................................................................- 37 - 第六章、全塔的热量衡算 ........................................................................................... 错误！未定义书签。

6.1塔顶冷凝器的计算 .....................................................................................................................- 39 - 6.2 预热器的计算 ............................................................................................................................- 40 - 第七章、塔的相关说明 ...........................................................................................................................- 40 - 第八章、安全与环保 ...............................................................................................................................- 43 - 第九章、塔的评价 ...................................................................................................................................- 44 -

前言

化学工程课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。

在化工生产中，常采用精馏的方式对混合物进行分离和提纯。精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。

在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的操作弹性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计，精馏塔CAD绘制，塔板绘制，计算校核和负荷性能图的绘制等。

第一章、物性数据

1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力

表1. 丙烯和丙烷表面张力

1.2查取丙烯和丙烷不同温度下的密度

表2.丙烯和丙烷密度

1.3查取丙烯和丙烷的性质

表3. 丙烯和丙烷的物理性质

1.4丙烯—丙烷系统t—x—y数据

表4.丙烯—丙烷系统t—x—y数据

第二章、塔的工艺计算

2.1物料衡算

2.1.1 相对挥发度

丙烯：lg P=6.051068-851.3585/(256.2420+t/℃) 丙烷：lg P=6.079206-873.8370/(256.7609+t/℃) 大气压：P=101.325KPa x=

，

y=XA， α=

求平均值：α=1.276

2.1.2 回流比

(1)最小回流比

泡点进料： q=1 ， 可得Xe = XF =0.462 Ye

=

=0.523

Rmin=

==6.26

(2)最佳回流比及塔板数

Rmin=6.26 ， 又R适宜=（1.2~2）Rmin 取各组R求塔板数：

①取R=1.2Rmin=7.152 精馏线：

y=

x+

即y=0.8825x+0.1062 提馏线：

y=

x-

即y=1.1178x-0.00237 Nmin=

=

=24.96≈25块

②

lg

=-0.9()-0.17 (

查“吉利兰关联图”： (0.17

表5. R~N

由R~N表作出R~N图，

图1.塔板数与回流比

由图取斜率为1的切点，得Ropt=1.8 Rmin 已知: xD=0.904 xW=0.021 R=11.268

所以精馏段的操作线 :y=R/(R+1)x+xD/(R+1)=0.9185x+0.074 提馏段的操作线：y=(R’+1)/R’x+xW/R’=4.381x-0.00695 通过表5可查得理论板数N=30

2.1.3 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

丙烯的摩尔质量：M丙烯=42.08kmol/kg 丙烷的摩尔质量： M丙烷=44.10kmol/kg

0.45 xF =0.45=0.462 42.08

0.55

44.10

同理可求得：xD=0.904， xW=0.021

平均摩尔质量： MF=0.462x42.08+0.538x44.10=43.167kg/kmol MD=0.904x42.08+0.096x44.10=42.274kg/kmol MW=0.021x42.08+0.979x44.10=44.058kg/kmol

2.1.4 物料衡算

原料处理量mF =

83000

300*24

=11527.78kg/h

总物料衡算 F+S=D=W F*xF=D*xD+W*xW 联立解得 D=133.37kmol/h W=133.68kmol/h

2.2填料精馏塔温度的计算

2.2.1塔顶温度的计算

因为xD=0.904查丙酮—水系统t—x—y数据 由内插法可得： t丙烯=—43.7℃

2.2.2塔底温度的计算

因为xW=0.021 查丙酮—水系统t—x—y数据 由内插法可得： t丙烯=—42.3℃

2.2.3进料温度的计算

因为xF=0.462 查丙酮—水系统t—x—y数据 由内插法可得： t丙烯=—44.9℃

2.2.4各段温度及全塔平均温度

各段温度及全塔平均温度 精馏段平均温度t1=

提馏段平均温度t2=

全塔平均温度tm=

2.3 平均密度的计算

已知: 混合液密度：

1ρ=aA+

aB

a:质量分率 LρAρB

混合气体密度：ρt0ρV=

22.4tρ

:为平均相对分子质量

2.3.1填料精馏塔平均摩尔质量的计算

(1)塔釜平均摩尔质量计算

MVWm=0.024*42.08+0.976*44.10=44.05 MLWm=0.021*42.08+0.979*44.10=44.06 (2)塔顶平均摩尔质量计算

MVDm=42.08*0.904+44.10*0.096=42.27

MLDm=42.08*0.881+44.10*0.119=42.32 (3)进料板平均摩尔质量计算

MVFm=42.08*0.468+44.10*0.532=43.15

MLFm=42.08*0.444+44.10*0.556=43.20 (4)精馏段平均摩尔质量计算 MVm1=

=42.71

MLm1==42.76

(5)提馏段平均摩尔质量计算 MVm2=

=43.60

MLm2==43.63

2.3.2气相平均密度计算

由ρ

Vm=，查表2得

Vm1=2.489kg/mVm2=2.533kg/m

3 3

精馏段：ρ 提馏段：ρ

表6.平均密度

精馏段平均密度 ρ

L1=

3

ρ

L2=

3

2.4 平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算，即：σLm=∑xiσi 表面张力计算：

由前面计算有：tD=-43.70C，tF=-44.90C，tW=-42.30C， 查表1可计算得出表7：

表7.平均表面张力

由表6可得精馏塔各段平均表面张力： 精馏段平均表面张力：ζ1=

提馏段平均表面张力：ζ2=

2.5混合物粘度的计算

查表3，由内插法可得表8：

表8.平均粘度

2.6 实际塔板数的计算

根据，奥康内尔法：ET=0.49(

α⨯μ)-0.245 精馏段：ET =0.49* (1.276*

0.1854+0.19752

)—0.245

=0.692

提馏段： ET =0.49* (1.276*0.2085+0.19752

)—0.245

=0.682

由逐板计算法计算理论塔板数：

进料口为第十七块板，所以，精馏段N1=16，提馏段N2=24；

实际板数：≈59块（含塔釜）

所以有：精馏段实际板数 NP精=NT/ET=16/0.4530=23, 即为23块 提馏段实际板数 NP提=（3-1）/0.3253=6, 即为35块 全塔的实际塔板数：NP=NP精+NP提=23+35+1=59块

实际全塔效率：ET=NT/NP*100%=30/59*100%=50.847%

2.7 塔径的初步设计

2.7.1精馏段的直径和空塔气速为：

气相体积流速： 精馏段：VS1==

m3/s

提馏段：同理VS2=7.82 m3/s 液相体积流速： 精馏段：LS1

=

=

=0.030m3/s

提馏段：同理LS2=0.034m3/s 精馏段：umax

=C

LS1ρL1*() 由

VS1ρ

L2

，取板间距HT=0.70m，板上液层的高度

HL=0.07m， 则HT-HL=0.70-0.07=0.63m。

图2. 史密斯关联图

查史密斯关联图[1]可知：C20=0.140，

C=C(σL1)0.2=0.140*(16.38/20)1/2=0.135

20

20 由umax=C

ρL-ρV595.25-2.489

可知umax=0.135=2.08m/s ，取安全系数为ρV2.489

0.7 ，则空塔气速为：u1=0.7umax=1.456m/s，所以精馏塔的直径为：

D1=

4VS14⨯7.81

==2.641m，按标准塔径圆整后为：D1=2.8m。 πu13.14⨯1.456

横截面积：AT=πD12/4=6.15m2

空塔气速：u1’=VS1/AT=7.81/6.15=1.27m/s

验证：D=2.8m , U1=4VS1/πD2=4*7.81/2.82π=1.27m/s , u1/umax=0.61，0.6

2.7.2提馏段的直径和空塔气速为：

气相体积流速： VS2=V2/ρV2=7.82 m3/s 液相体积流速： LS2=V2/ρL2= 0.034m3/s

LS2ρL2⨯()=0.064，取板件距HT’=0.7m，板上液层的高度 hl=0.07m， 由VS2ρV2

则HT’- hl =0.7-0.07=0.63m

查史密斯关联图可知：C20=0.140 C=C20(由umax=C

σL2

20

)0.2=0.134

L-V587.43-2.682

可知umax=0.134=1.98m/s ρV2.682

取安全系数为0.7，则空塔气速为： u2=0.7uMAX= 1.386m/s 所以精馏段塔体的直径为：D2=

4VS24⨯7.82

==2.68m，为了防止精馏段塔径πu23.14⨯1.386

大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以按标准塔径园整后为：D2=2.8m。

'2

A=D=6.15m2 T因此 提馏段塔体实际的截面积为： 4

π

提馏段塔体实际的空塔气速： u'=

VS2

= 1.27m/s AT

验证：U2=4VS2/πD2=4*7.82/2.82π=1.27，u2/uMAX=0.64，0.6

2.8 塔高的设计

精馏段：Z精=(N精-1) HT =(23-1)*0.7=15.4m 提馏段：Z提=(N提-1) HT=(35-1)*0.7=23.8m 开人孔，每隔5块板开一人孔，从进料板算：

精馏段有5个人孔，提馏段有7个人孔，封头1.5m，裙座高4m，塔釜高1m 塔高；Z= Z精+ Z提+13*0.1+1.5+5+1=48.8m

第三章、塔板的工艺计算

3.1 溢流装置的计算

由于D=2.8m，可选用平直堰弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

3.1.1 堰长lw的计算

取 lw=0.6*2.8=1.68m

3.1.2 溢流堰高度hW的计算（本设计中选用平直堰）

溢流堰高度hW的计算公式为：hW=hL-how， 本设计中选用平直堰，堰上液层高度的计算公式:hWE=1,则

2.84⎛3600⨯LS⎫

⎪=E ⎪1000⎝lW⎭

2（弗兰西斯公式[2]）,查图9可知，其中近似取

图3. 液流收缩系数 E

精馏段：hOW1=0.00284E

=0.00284*1* ，

hW1=0.07-0.045=0.025m∈(0.02~0.05)，符合要求。

提馏段：hOW1=0.00284E

=0.00284*1*

，

hW2=0.07-0.049=0.021m∈(0.02~0.05)，符合要求。

所以，溢流堰高度hW设计合理。

3.1.3 弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算

由lW=1.68m,查图10，得: AF/AT=0.05，WD/D=0.1 即:AF=0.05*6.15=0.307m2，WD=0.1*2.8=0.28m。

所以，精馏段停留时间：θ1=AF⨯HT/LS1=0.307⨯0.7/0.030=7.16s 提馏段停留时间：θ2=AF⨯HT/LS2=0.307⨯0.7/0.034=6.32s

由上述计算结果可知，二者的停留时间都大于5秒，故弓形降液管宽度Wd和截面积Ar设计合理。

图4. 弓形降液管参数

3.1.4 降液管底隙高度h0和凹形堰深度h1的计算

精馏段：取uO=0.5m/s则ho=LS1/(lw*uO)=0.035m

为了防止液泛，故应选ho=0.04m（hw-h0>0.006，符合要求） 凹形堰深度h1> h0，取h1=0.06m

提馏段：取u0’=0.5m/s，则h'0=LS2/(LW*u0’)=0.040m

为了防止液泛，故应选h'0=0.05m （h'w-h'0>0.006，符合要求） 凹形堰深度h1> h0，取h1=0.07m

3.2 塔板布置及开孔区的计算

3.2.1 塔板分布

本设计塔径D=2.8m，通过人孔装拆塔板。

3.2.2 开孔区计算

常压下，=3，d0=5mm，故t=15mm

作图可知，开孔区孔个数共约有28200个，

开孔率φ=28200*

开孔区面积A计算得；A=5.00m2 则φ=0.55/5=11.07％ 孔面积A0=φA=0.553m2 精馏段；u0=

=

提馏段；u0==

第四章、塔板的流体力学计算4.1 气相通过筛板塔板的压力降

气相通过浮阀塔板的压力降的计算公式为:hp=hc+hl+hσ

4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算：

hc=0.051(

)2，

=

查筛板的孔流系数图P196页，得C0=0.772 精馏段：hc=

2

=0.070m液柱

提馏段：hc=

2

=0.071m液柱

4.1.2气体通过液层的阻力hl计算

hl=βhL， 动能因素Fa=ua

， ua=，

鼓泡区面积A'

α=A-2Ad

Ad为降液管面积：Ad=0.34m2， 则有A' α=5.74m2

精馏段：ua=， Fa=1.43*

提馏段：u，a=， Fa=1.43*

分别查充气系数图P196，得：

精馏段：β=0.57，液层阻力hl=βhL=0.57*0.07=0.0399m液柱 提馏段：β，

=0.57，液层阻力hl=βhL=0.57*0.07=0.0399m液柱4.1.3液体表面张力hσ的计算

hζ=

精馏段：hζ=

-3

m液柱

提馏段：h，-3

ζ=

m液柱

气体通过每层塔板的压降

精馏段：ΔPP=hpρL1g=(hc+hl+hζ)ρg

=(0.070+0.0399+0.00224)*595.25*9.81=654.83Pa

提馏段：ΔPP’=(0.071+0.0399+0.00219)*587.43*9.81=651.70Pa

4.2 液面落差

由于塔径较大，液面落差Δ可忽略不计

4.3 液沫夹带

液沫夹带量eV=

(

)3.2

泡沫层高度hf=2.5hL=0.175m 精馏段：eV=

(

)3.2=8.59*10-3kg液/kg气

提馏段：e3.2V=

(

)=9.2*10-3kg液/kg气

故本设计中液沫夹带量eV在允许范围内

4.4 漏液

由3mm

用u0,min=4.4C

，hσ=

精馏段：hσ=*10-3

u0,min=4.4*0.772*

实际孔速u0=14.12>5.86

稳定系数

K==2.41>1.5

提馏段：h

'

σ*10-3

u’0,min=4.4*0.772*

实际孔速u0=14.14>5.62

稳定系数

K==2.52>1.5

故本设计无明显漏液

4.5 液泛

Hd=ψ(HT+hW) ， 一般物系ψ=0.5

精馏段：ψ(HT+hW)=0.5*（0.7+0.025）=0.363m液柱

提馏段：ψ(HT+h，W)=0.5*（0.7+0.021）=0.361m液柱

又因Hd=(hp+hL+hd) ， hd = hd1+hd2

精馏段：hd1=0.153()2

=0.153*()2=0.030

hd2=0.1()2 ，忽略不计

提馏段：hd’=hd1

=0.153()2=0.153*()2=0.030

精馏段：Hd=0.112+0.07+0.030=0.212

提馏段：Hd=0.113+0.07+0.039=0.222

故本设计中不会发生液泛现象

4.6 塔板负荷性能图

4.6.1 液沫夹带线

以eV=0.1kg液/kg气为限

由eV=

()3.2 ， ua=

AT

= D2=6.15 m2 ， Af=0.307 AT =1.89m2

精馏段：ua= ，

hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5()=

HT-hf=0.638-

故eV=

()3.2=0.1

整理得：VS=15.83-29.28

提馏段：ua ，

hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5()=

HT-hf=0.648-

故eV=

()3.2=0.1

整理得：VS=16.0-29.11

4.6.2 液泛线

令Hd=ψ(HT+hW) ， 一般物系ψ=0.5

Hd=hp+hL+hd ，hp=hc+hl+hζ ， hl =βhL ， hL=hW+hOW

联立得ψHT+(ψ-β-1)hW=(β+1)hOW+hd+hζ

忽略hζ，将hOW与LS，hd与LS，hc与VS的关系代入上式：

整理：a’ Vs2=b’-c’Ls2-d’ Ls2/3

a’=()

b’=ψHT+(ψ-β-1)hW

c’

=

d’=0.00284E(1+β)()2/3

精馏段：a’

=()=1.26*10-3

b’=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.025=0.323

c’

==33.88

d’=0.00284*1*(1+

0.57)()2/3=0.741

故有0.00126VS2=0.323- 33.88Ls2-0.741 Ls2/3

VS2=256.35-26888.89 Ls2-588.10 Ls2/3

提馏段：a’

=()=1.29*10-3

b’=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.021=0.328

c’

==21.68

d’=0.00284*1*(1+

0.57)()2/3=0.741

故有0.00129VS2=0.328- 21.68Ls2-0.741 Ls2/3

VS2=254.26-16806.20 Ls2-574.42Ls2/3

4.6.3 液相负荷上限线

以θ=4s为液体在降液管中的停留时间下限

θ=

精馏段：Ls,min==m3/s

提馏段：Ls,min==m3/s

4.6.4 漏液线

由u0,min=4.4C

0 ，u0,min= ，

hL=hW+hOW ， hOW

=0.00284E

精馏段：VS,min=4.4C0A

0 VS=29.07

提馏段：VS,min=4.4C0A

0 VS=28.63

4.6.5 液相负荷下限线

平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准

h=0.00284E=0.006

精馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s

提馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s

4.6.6 操作线

精馏段 y=0.9185x+0.0776

提馏段 y=1.0817x-0.0016

4.6.7 负荷性能图

按所得数据作图，

精馏段：

图5. 精馏段负荷性能图

图6. 提馏段负荷性能图

第五章、其他辅助设备的计算及选型

5.1管径尺寸的计算

5.1.1 进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：

LS

===5.48*10-3

DF

==0.059m

取Φ60X3mm 无缝钢管

核算：u’

==1.94m/s

5.1.2 馏出液回流管

采用直流回流管，取uR=0.1m/s ，ρL=606.04

VS

===2.6*10-3

d12===0.057m

取Φ60X3mm 无缝钢管

核算：u==0.92m/s ， 符合。

5.1.3 釜液出料管

VS

=取u=1.5m/s

==2.77*10-3

D===0.048

取Φ50X3mm 无缝钢管 u===1.41m/s ， 符合。

5.1.4 法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。

（1） 进料管接管法兰：Pg6Dg 60HG5010-58

（2） 回流管接管法兰：Pg6Dg 60HG5010-58

（3） 塔底出料管法兰：Pg6Dg 50HG5010-58

5.2其他附件的选取

5.2.1 人孔的选取

根据塔顶、塔底空间与进料板上方各开一人孔的原则和每隔4~5块板设一人孔的规定，在5层塔板上，进料板上、塔顶和塔底开人孔，共开13个人孔。取人孔直径为450mm，设人孔处板间距为800mm。

5.2.2 其它数值的选取

根据相关计算取： 塔顶空间高度：Hd=0.8m，塔底空间高度：Hb=1.0m，裙座高

度：H裙=4.0m ，塔和封头的厚度6mm，取曲边椭圆封头高度：H曲=300mm， 直边

高度：H直=25mm，封头厚度：S=8mm[8] ，

裙座上设置两个人孔，直径450mm，高1.5m，裙座厚度为30mm，基础环厚度为30mm，

基础环内径：D=(2800+2*30-300)=2560mm

基础环外径：D=(2800+2*30+300)=3160mm

圆整取基础环内径2600mm，基础环外径3200mm。

封头：标准椭圆封头，公称直径dg=1800mm，

曲面高度h1=450mm，直径高度h2=40mm,

选用封头：Dg1800x14，JB1154-13

5.3 泵

tF=-44.9°C ρA=655.5kg/m3 ρB=584.2kg/m3

μ=0.45*0.216+0.55*0.177=0.195mpa.s

d=0.0566m u=2m/s Re==

=3.57*10^5

=0.25/56.6=4.42*10^3

查表得

设置阀门3个 90度弯头3个

对于加料泵 管长取5.5m 有F=11527.78kg/h XF=0.462

μF=0.1956mpa.s 流量qv=11527.78/613.4=18.11 m3/h Re===3.55*10^5>4000 ε=0.25

λ=0.032 δ=0.75*5+0.17*3=4.26

由伯努利方程得

(

λ+δ)=(0.032*5.5/0.0566+4.26)=1.50m 故料液泵的扬程

H=ΔZ=28.6+150=30.10

型号IS65-50-160

第六章、全塔的热量衡算

6.1塔顶冷凝器的计算

已知XD=0.904 查x-y数据可得露点温度 t=-50°C

以液氮为冷却介质 液氮入口温度为t1=-160°C 出口温度取为t2=-140°C

查数据知 丙烯在-50°C时汽化热为18.032 丙烷在-50°C时汽化热为 19.06 冷凝器热负荷Qc=Vrc=V(XARA+XBRB)

V=MTRD=43.07*12.5*128.41=69132.734KJ/mol Rc= XARA+XBRB=0.904*18.13=kj/mol

Qc=VR=1.25*10^6kj/mol

传热平均温差：Δtm

==99.67 °C

取传热系数K（w.m2. °C）=200

所需传热面积 A===0.017m2

6.2 预热器的计算

丙烯平均化热容：107.05J/(mol.k) 丙烷平均化热熔：129.15j/(mol.k) 平均热容：CPF=XACpa+XBCPB=0.4500*102.65+0.55*129.15=117.23J/mol 平均潜热：rF= XAra+XBrB=0.4500*18.032+0.55*19.06=18.60kj/mol 预热器热负荷：

Q=FCPF(t1-t2)+Frf=257.41*117.23*(45+20)+257.41*18.60=1.96*10^6 所需传热面积为A=

=

=0.026m2

再沸器：tw=-42.2°C 空气20~15°C

丙烯汽化潜热:18.26Kj/mol 丙烷气化潜热:18.79kj/mol Rc=XARA+XBRB=0.0184*18.26+0.1816*18.79=18.78KJ/mol Q=Wrc=128.997*18.78=2.42*10^6kj/h Δtm=

=59.67°C

A==0.056m2

kj/h

第七章、塔的相关说明

筛板塔工艺设计计算结果及主要符号说明

表9. 计算结果及符号说明表

第八章、安全与环保

（1）安全注意事项

丙酮是高挥发性液体，一旦进入大气对流层(大气层下层)，将与其他气体反应形成大气层中的臭氧。臭氧是一种城市的主要烟雾和污染物，能影响呼吸系统，特别是像哮喘、过敏患者是更敏感的个体。如果丙酮进入水中，则被微生物降解或再挥发进入大气中。丙酮在水中主要被微生物降解，通过捕获净化和回收溶剂是减少污染的有效方法。在高分子聚合材料方面，纤维制造厂和相关的支持厂可经过回收溶剂能减少化学物排放和节省开支。工厂可安装活性炭吸附装置使回收和再生丙酮回到醋酸纤维垃圾生产工艺中。泄漏处置：疏散泄漏污染区人员至安全区，禁止无关人员进入污染区，切断火源。建议应急处理人员戴自给式呼吸器，穿一般消防防护服。在确保安全情况下堵漏。喷水雾会减少蒸发，但不能降低泄漏物在受限制空间内的易燃性。用沙土或其它不燃性吸附剂混合吸收，然后收集运至废物处理场所处置。也可以用大量水冲洗，经稀释的洗水放入废水系统。如大量泄漏，利用围堤收容，然后收集、转移、回收或无害处理后废弃。密闭操作，全面通风。操作人员必须经过专门培训，严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴过滤式防毒面具（半面罩），戴安全防护眼镜，穿防静电工作服，戴橡胶耐 油手套。远离火种、热源，工作场所严禁吸烟。使用防爆型的通风系统和设备。防止蒸气泄漏到工作场所空气中。避免与氧化剂、还原剂、碱类接触。灌装时应控制 流速，且有接地装置，防止静电积聚。搬运时要轻装轻卸，防止包装及容器损坏。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。倒空的容器可能残留有害物。 （2）环境保护

认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施无污染设备同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析如下：

废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理，设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。

废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发发污染大气环境。

废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。

第九章、塔的评价

本设计采用直接蒸汽加热，利用压力较低的蒸汽加热，节省了一些操作费用和设备费用；采用塔釜馏出液加热进料液，使得能量得到充分利用，同时增大能量利用率。该塔塔径2.8m，塔高13.22m比较适宜，便于操作，且精馏段提馏段圆整的塔径一样，能方便的计算。每一层塔板间的压降均小于0.7kPa，符合设计要求；降液管内停留时间和塔板的开孔率在验算下也都符合要求。唯一美中不足的就是精馏段操作弹性设计的比较低，略大于3。但总体上而言，我们设计的塔大致符合设计要求。

第十章、心得体会

课程设计是化工学习当中的非常重要的一环，本次课程设计时间不到

两周略显得仓促一些。但是通过本次每天都过得很充实的课程设计，从中得到的收获还是非常多的。

这次课程设计我得到的题目是设计精馏塔，由于理论知识的不足，再加上平时没有什么设计经验，一开始的时候有些手忙脚乱，不知从何入手。在老师的谆谆教导，和同学们的热情帮助下，使我找到了信心。现在想想其实课程设计当中的每一天都是很累的，临答辩那两天更是一直画图修改再画图在修改到深夜两点才爬到床上去。有的同学更是选择了一整夜的学习、画图、找资料。其实正向老师说得一样，设计所需要的东西都在书上了，当时自己老是想找到什么捷径来完成这次任务。但是化学工程的课程设计没有那么简单，你想copy或者你想自己胡乱蒙两个数据上去来骗骗老师都不行，因为你的每一个数据都要一步一算过来或者在化工手册上找到出处，不然的话就麻烦了。我因为这个就吃了不少的亏，比如在我在计算精馏塔的塔径时，没注意塔径与板间距的关系，致使我设计的精馏塔出现了较大的结构错误，间接导致了我以后的验算和负荷性能图的错误，逼不得已，又从头算起。虽然种种困难我都已经克服，但是还是难免我有些疏忽和遗漏的地方。完美总是可望而不可求的，不在同一个地方跌倒两次才是最重要的。抱着这个心理我一步步走了过来，最终完成了我的任务。

课程设计过程中培养了我的综合运用化工课程及其他课程理论知识和CAD的运用，真正做到了学以致用。在此期间我与我们同学之间互相帮助，共同面化工课程设计当中遇到的困难，培养了我们的团队精神。在这些过程当

中我充分的认识到自己在知识理解和接受应用方面的不足，特别是自己的系统的自我学习能力的欠缺，将来要进一步加强，今后的学习还要更加的努力。本次课程设计不仅仅是对自己所学的知识的一次系统总结与应用，还是对自己体质的一次检验，检验结果是勉强合格。

本次课程设计由于时间的仓促，还有许多地方有不足之处。再加上课程设计选在临近期末考试期间进行，就更显得不是很人性化了。而且答辩正好在两门专业课考试之后，一边要做课程设计，一边又要忙于准备复习，真是焦头烂额，但是艰难困苦玉汝于成，这次课程设计看来我是无法忘记的了。在此，也感谢陈苏芳老师不辞辛苦，顶着炎炎烈日前来指导我们学习，老师辛苦了。

参考文献

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［4］冯伯华.化工工程手册（1）化工基础数据.北京：化工工业出版社，1979.7 ［5］姚玉英.化工原理.天津：天津科学技术出版社，1992 ［6］王志魁.化工原理.北京：化工工业出版社，2005.1

［7］贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].北京：化学工业出版社，2002.1 ［8］吴俊生、邵惠鹤.精馏设计、操作和控制.北京：中国石化出版社，1997.12 ［9］汪镇安.化工工业设计手册.上册、下册.北京：化学工业出版社，2003.2

［10］陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000

［11］化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，1986

［12］柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995 ［13］陈维杻，传递过程与单元操作. 杭州：浙江大学出版社，1993