新乡学院
化工原理课程设计说明书
院（系）名称化学与化工学院
专业名称化学工程与工艺
年级班级08化学工程与工艺1班学生姓名曹艳松
学号180********
指导教师姓名徐绍红杨丽云
目录
一、设计条件 (1)
二、设计内容 (1)
三、浮阀塔流程工艺图 (2)
四、精馏塔的物料衡算及条件设计 (2)
（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算 (2)
（2）、塔顶、塔釜工艺参数 (3)
五、确定适宜回流比 (6)
六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法） (7)
七、确定进料板位置 (8)
八、确定换热器热负荷及换热面积 (8)
（1）预热器热负荷及换热面积计算 (9)
（2）冷凝器热负荷及换热面积计算 (9)
（3）再沸器热负荷及换热面积计算 (10)
九、塔板计算及板间距计算: (10)
（1）精馏段及提馏段流量计算 (10)
（2）精馏段及提馏段体积流量计算 (10)
①精馏段 (10)
②提溜段 (11)
（3）塔径及板间距计算 (12)
①精馏段在塔顶设定工艺条件下 (12)
②提溜段塔径及板间距设计 (12)
十、塔板布置 (13)
（1）堰长、堰高及堰上液层高 (13)
（2）降液管宽度及截面积 (14)
（3）降液管底隙高度 (14)
（4）浮阀数目及排列 (14)
十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算 (15)
（1）精馏塔段流体力学验算 (15)
①气相通过浮阀塔板压降 (15)
○2防止液泛验算 (16)
○3防止雾沫夹带的核算 (16)
（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算 (17)
○1雾沫夹带线：按泛点率80%计算 (17)
○2液泛线 (17)
○3液相负荷上限线 (17)
○4漏液线 (18)
○5液相负荷下线限 (18)
十二、提馏段流力学验算及负荷性能核算 (19)
（1）提馏塔段流体力学验算 (19)
○1气相通过浮阀塔板压降 (19)
○2防止液泛验算 (20)
○3防止雾沫夹带的核算 (20)
（2）提留段塔板负荷性能核算 (21)
○1雾沫夹带 (21)
○2)夜冷线 (21)
○3液相负荷上线 (21)
○4漏液线 (21)
○5液相负荷下线限 (22)
十三、换热器的选型及核算 (23)
⑴、换热器类型选取及传热系数的核算 (23)
①类型选取 (23)
②核算总传热系数 (23)
十四、主要接管尺寸的选取 (25)
（1）进料管 (25)
（2）回流管 (25)
（3）釜液出口管 (25)
（4）塔顶蒸汽管 (26)
（5）加热蒸汽管 (26)
十五、设计结果一览表 (27)
参考文献 (28)
化工理课程设计任务书
专业：化学工程与工艺班级：08化工1班
姓名：曹艳松学号：180********
设计日期：2011 年 4 月
设计题目：年产3.0万吨甲苯的甲苯-邻二甲苯浮阀式精馏塔的设计及计算一、设计条件：
进料量 F = 93.4 kmol/h
进料组成
x= 0.5 （摩尔分率）
F
进料温度t F= 130o C气液混合进料
进料压力P进=107.4kpa
产品要求
x= 97%
D
回收率 = 97%
每年生产时间300天，每天工作时间24小时，共7200小时。
单板压降≤0.6Kpa；塔顶表压为3.5Kpa
二、设计内容：
(1)精馏塔的物料衡算；
(2)塔板数的确定；
(3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
(4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
(5)塔板主要工艺尺寸的计算；
(6)塔板的流体力学验算；
(7)塔板负荷性能图；
(8)精馏塔接管尺寸计算；
(9)绘制生产工艺流程图；
(10)绘制精馏塔设计条件图；
三、浮阀塔流程工艺图
四、精馏塔的物料衡算及条件设计
（1）、甲苯、邻二甲苯物料衡算
甲苯的摩尔质量=92 kg/kmol 邻二甲苯的摩尔质量=106 kg/kmol 原料处理量F=93.4kmol/h 进料苯的摩尔分率F x =0.5 塔顶苯的摩尔分率D x =0.97 塔顶易挥发组分的回收率η=97% 总物料衡算：
F = D + W 易挥发（甲苯）组分衡算：
W F D W
F x D x x ?=?+?
塔顶易挥发组分（苯）的回收率：
η= D D 100%
F F
x x ???
联立解得
h mol h /7.46/mol 7
.90.5
0.4937.90x x F D D
F
=??=
??=
η
W=F-D=93.4-46.3=46.
3.00W
x D -x F x D
F W =??=
所以塔顶甲苯流率为45.3kmol/h 塔底甲苯流率为1.4kmol/h （2）、塔顶、塔釜工艺参数：
由甲苯-邻二甲苯恒压下T-X-Y 相图可知甲苯-邻二甲苯混合液可视为理想物系。 查资料得：
甲苯的安托尼方程：
7
.653-T 2.53096-935.39lnP *
A =
邻二甲苯的安托尼方程：
7
.659-T 7.53395-954.49lnP B =
（其中P ，105pa ；T ，K ） 进料压力：P 进=107.4kpa 进料压力下泡点方程：
*
B
*
A *B
A P -P P -P x 总=
露点方程：
A *
A
A x P P y 总
=
泡点方程及露点方程作出恒压下进料的T-X-Y 相图
图1
380
3853903954004054104154204250
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
0.8
0.9
1
恒压107.4kpa 下T-X-Y 相图
T /K
当T=399.3K 即t=126.3o C 时，x A =0.5，所以t=126.50C 是原料的泡点温度。 当T=406.9K 即t=133.9O C 时y A =0.5，所以t=133.9o C 是原料的露点温度。 气液混合进料时，进料温度在露点温度和泡点温度之间，取t F =1300C 即T F =403K 根据杠杆原理：（x F -x A ）n L =（y A -x F ）n V
由压力 107kpa 下T-X-Y 相图可知：x A =0.391 y A =0.618 则：0.109n L =0.118n V 对于气液混合进料：
2.50n n n q V
L L =+=
塔顶表压3.5Kpa 则塔顶实际压力P D =104.8Kpa 作出塔顶定压104.8Kpa 下甲苯-邻二甲苯T-X-Y 相图：
图2
380
3853903954004054104154204250
0.2
0.4
0.6
0.8
1
塔顶压力104.8kpa 下Y-X-Y 相图
T /K
当塔顶组成xD=97%时，查图得塔顶温度T D =385.7K ，t D =112.7o C ，y D =99% 精馏塔操作压力：
2
P P P W
D +=
进
所以P W =110Kpa
则塔釜压力为110Kpa ，作出在定压110Kpa 下甲苯-邻二甲苯T-X-Y 相图。
图3
385
390395400405410415420425
0.2
0.4
0.6
0.8
1
塔底压力110kpa 下T-X-Y 相图
T /K
由相图查得当x W =3%时T W =419.3K ，t W =146.3o C,y W =8.8%. 以上可得全塔物料工艺参数：
压力/Kpa 温度/o C 液相组成 气相组成 塔顶 104.8 112.7 97% 99% 进料口 107.4 130 50% 77% 塔釜
110
146.3
3%
8.8%
五、确定适宜回流比
（1）当q=1时，相当于泡点进料。t S =126.3o C ，T=399.3K 。
将T=399.3K 分别代入甲苯、邻二甲苯的安托尼方程，得甲苯，邻二甲苯的饱和蒸汽压，进而求得甲苯、邻二甲苯相对挥发度：
52.52=α
代入
()???
???=
?F D F D m x -1x -1-x x 1-1
αα 得：（Rm ）q=1=1.1513
（2）当q=0时即露点进料，t d =133.9o C ，T=406.9。
将T=406.9K 分别代入甲苯、邻二甲苯安托尼方程，得此温度下甲苯、邻二甲苯饱和蒸汽压，进而求得相对挥发度：
864.42=α
代入
()1-x -1x -1-x x 1-1
Rm F D F D ??
?
???=αα
得：（Rm ）q=0=2.2048
当气液混合进料时，最小回流比计算方法：
()()()0q m 1q m m R q -1R q R ==+=
得：（Rm ）min =1.66
取最适回流比为最小回流比的1.5倍
则R 适=2.484
六、求理论板及实际塔板层数（采用捷算法）：
（1）367
.2085
.436.61-85.421
-R R
-R x m
==
=
适适
Y=0.545827-0.591422x+0.002743/x =0.545827-0.14+0.0116 =0.4174
1-x x -1x -1x ln ln 1N m m D D m
min ??
?
????=
α 首先需要求出m α
在设定条件下，塔顶、塔底组分的相对挥发度分别为
83.62=顶α 892.32=底α
所以32.52m =?=顶底ααα
则N min =6.4835
2
N N -N Y min +=
;
即2
N 835.46-N 174.40+=
求得N=12.56 取整则理论板层数为13块 （2）取总板效率E T =0.5 则实际塔板数：265
.013E N N ===
T
理实
七、确定进料板位置
在进料状态下相对挥发度194.52=进α 83.62=顶α 则精馏段平均相对挥发度;.62mL =α
则1-x x -1x -1x ln ln 1N F F D D m
L min ??
?????=
α，=2.638 2
-N 174.40min,L +=
L L
N N
代入数据：则696.5≈=L N
取总板效率E T =0.5:；则可确定第12块板为进料板。
八、确定换热器热负荷及换热面积
查资料得塔顶、塔底、及进料口的甲苯、邻二甲苯的热参数：
甲苯
邻二甲苯
塔顶
温度/C o
112.7
组成 97% 3% p
C /)K J/(K mol.K
12420
17596
进料口
温度/C o
130
组成 50% 50% p
C /)K J/(K mol.K 12910.6
18309.2
塔釜
温度/
C
o
146
组成 3% 97% p
C /)K J/(K mol.K
13372.384
18980.36
（1）预热器热负荷及换热面积计算： 取进预热期前原料温度30o C 原料平均比热容：
())
./(.9KJ 15609.218309.612910.50Cp K Kmol =+=
原料升温到130o C 的热负荷：
Qp=（130-30）Cp q NF =1.46?108KJ/h
预热器加热采用过热蒸汽加热，过热蒸汽温度200o C 可作为恒温传热。
C
C C t m 70130200=-=?
取K=800Kcal/（m 2.h.o C ）
则2
8
62370
187.480010
46.1m A =???=
（2）冷凝器热负荷及换热面积计算： 取塔顶为饱和液体冷凝。 则塔顶汽化潜热：
r m =)./(28.125751759603.01242097.0K Kmol KJ =?+?
塔顶冷凝气热负荷：
()h
KJ Dr R Q m c /1005.228.125757.46485.316
?=??=+=
冷凝器传热系数：K=800Kcal/m 2.h.o C 设水温由25o C 上升到40o C ，气体冷却到50o C
则()()
c t o
m 684.4425
50407,112ln
2550
407.112=-----=
?
冷凝器传热面积：
2
6
7.13684
.44187.480010
05.2m A =???=
（3）再沸器热负荷及换热面积计算：
塔底再沸器为200o C 过热蒸汽加热，属于恒温加热。 则塔底液体汽化潜热h Kmol KJ r m ./18812='
塔底再沸器热负荷：
()()[][]h
r F q D R Q m r /KJ 102.2218812.4938.40-7.46485.3116
?=???='
-++=
C
c c t o
o
o
m 7.533.146200=-=?
取K=800Kcal/m 2.h o C
则再沸器传热面积：
2
6
4.127
.53187.480010
22.2m t
A Q A r =???=
??=
九、塔板计算及板间距计算:
（1）精馏段及提馏段流量计算：
精馏段: h km o l D R V /75.1627.46485.3)1(=?=+=
h k m o l RD L /
05.1167.46485.2=?== 提馏段：h kmol F q V V /92.117)1(=-+='
h k m o l W V L /
62.1647.4692.117=+=+'=' 在精馏塔设定温度范围内：
液相甲苯相对密度：75.01=ρ 液相邻二甲苯相对密度：77.02=ρ （2）精馏段及提馏段体积流量计算：
①精馏段：
则塔底液相相对密度：
7506
.077.003.097.075.0=?+?=ld ρ
塔底液相密度：
3
/6.750m
kg ld =ρ
塔顶液相相对分子量：
kmol
kg M
L
/42.9203.010697.092=?+?=
塔顶液相体积流量：
h
m L D /04.2005.1166
.75042.923
=?=
塔顶气相组成：
%99=A y ，
则14.9201.010699.092=?+?=V M
14
.92,/33
==?=
v v vm M m kg RT
P M ρ
塔顶气相体积流率：
h
m V /4.49963
14.9275.1673
=?
=
②提溜段：
液相组成：
%
3=A X
则：
7694
.097.077.003.075.0=?+?=lw ρ
塔底液相密度：
3
/4.769m
kg lw =ρ
塔底液相相对分子量：
kmol
kg M
L
/58.10597.010603.092=?+?=
塔底液相体积流量：
h
m L W /59.2262.1644
.76958.1053
=?=
塔底气相组成：
%
7=A y
则：
h
m V m
kg RT
P M M W VM V /86.3736/314.302
.10593.010607.0923
3
==?=
=?+?=ρ
（3）塔径及板间距计算：
①精馏段在塔顶设定工艺条件下：
甲苯表面张力：cm dyn m m N A /23.17/23.17==σ 邻二甲苯表面张力：cm dyn m m N B /78.19/78.19==σ 精馏段平均温度：121℃ 设板间距
m H T 45.0= mm h l 60=
则：
06344
.0)(
21
=V
L V L ρρ m
h H l T 39.0=- 查图得
08
.020=C
混合物料表面张力：
31.1703.078.1997.023.17=?+?=σ
0777
.0)
20
31.17(
08.0)
20(
2
.02.020===σC C
s
m /86.07.0max =='μμ
塔径：
m
m V D S
43.1676
.0388.14==
'
=
'μπ
②提溜段塔径及板间距设计 提溜段操作条件下：
cm dyn A /44.15=σ cm dyn B /08.18=σ
cm dyn cm dyn /18)/(97.008.1803.044.15=?+?=σ
设
cm
H T 45.0=
mm
h l 60=
092
.0)(
21
=?'
'V
L V L ρρ
m
h H l T 39.0=-
查图：07.020=C
0685
.0)
20
18(
07.0)
20
(
2
.02
.020===σ
C C
s
m s
m C
V
V
L /728.07.0/04.1314
.3314
.34.7690685
.0max max =='=-=-=μμρρρμ
提馏段塔径：
m
V D S
35.15715
.0038.14==
'
=
μπ
根据标准对塔径进行圆整：
m
D 6.1=
塔横截面：
2
201.2)(4
m
D A T ==
π
十、塔板布置
（1）堰长、堰高及堰上液层高：
（hl:板上液高、hw:堰高、how:堰上液层高） 取
m
D l w 056.166.0==
采用平直堰
3
2
)(1000
84.2w
h ow l l E h =
精馏段：
ow
w l h h h +=
取
mm
h ow 15= 又
m
h l 06.0=
则：
m
h w 45.0=
提溜段：
ow
w l h h h += 平直堰：
3
2
)(1000
84.2w
h ow l l E h =
取m h ow 019.0= 则m h w 041.0= （2）降液管宽度及截面积：
66
.0=D l w
查图
124
.0d
0721.0==D
W A A T
f
198.06.1124.0 145.00721.02
=?==?=d T f W m A A
s
572.113600
04.2045.0145.0L H A s 5s 4.10360059.2245.0145.0L H A S
T f S T f ＞精馏段：＞精馏段：=?=
=
=?==ττ
（3）降液管底隙高度：
040: 039000601.h ..h h w o ==-=受液盘宽精馏段： 04
0 0350006010.h ..h h w ==-=受液盘宽：
提馏段：
塔板布置：
mm
W mm W m
.m ＞.D C S 65： )(805161===无效区安定区取
（4）浮阀数目及排列： 取动能因数
m
d F 03.0 1000==阀孔直径
2
1
22
2
0039.1 522
.0)(2
735.02 )
sin
180
(2341
)03.0(4
388
.1/774.53
2m
A W W D W D R r
R R Aa N s m F a S D C ==+-=
=-=+
-==??=
==
-χχ
π
χ
χ
μπ
μ鼓泡区面积：
按浮阀在鼓泡区排列为等腰叉排 同一横排孔心距
m
mm t 075.075==
估计排间距：
mm
t
N A t a 54075
.034139.1=?=
?=
'
因为塔径大，采用分块式塔板，故取mm t 40=' 求得浮阀数N=350 按N=350进行核算：
7
001
251261
5701297293615/61.5350
)03.0(4
388.1002
0..V μ%
...μμ~..F s
m S ======?==??=
空塔气率塔板开孔率
内
变化因数不大，仍在πμ
十一、对精馏段塔板进行流体力学验算及负荷性能图核算
（1）精馏塔段流体力学验算： ①气相通过浮阀塔板压降：
m
034.06
.750)
61.5(9
.199
.1975
.53
1.731
.73175
.0175
.00
0825
.1825
.11===∴==
=
?++=L
oc v
oc c c hc h h h h hp ρμμμρμσ＜干板阻力
板上充气液层阻力：
塔内为碳氢混合物，取充气系数
5
.00=ε
则m h h l 03.006.05.001=?==ε
液体表面张力造成阻力，此阻力很小，忽略不计。
因此，气体流经一层浮阀塔板的压力所相当的液柱高度为：
064
.003.0034.01=+=+=h h h c p
单板压降：
pa pa P p 6003.41781.96.750064.0＜=??=?
○2防止液泛验算：
m
h h h h h H h H
H l p d
l p d w
T
d
06.0 064.0)(==++=+≤φ
液体通过降液管压头损失，hd （加进口堰）
1281
.00041.0064.006.00041
.0)037
.0056.110
57.5(
2.0)(
2.02
2
3
=++=∴=??==-d w s d h h L L h
取
045
.0 45.03.0===w T h H 又φ
1485
.0)(=+∴w T h H φ
可见
)
(w T d h H h +≤φ
符合防止液泛要求 ○3防止雾沫夹带的核算： 对于大塔：要求液泛率＜80% 泛点率
%10078.0??-=
T
F V
L V S A C K V ρρρ
无泡沫正常系统
，.,A .，C
kg/m ，ρΚT F
v 0121270313
====s
m V S /388.12
=
泛点率=44.16%
验算：泛点率=
%
1036.1?K +-b
F L
S V
L V S
A C Z L V ρρρ
72
.12,204.12,/10
57.53
3
=-==-=?=-f T b d L S A A A WD D Z s m L
∴
泛点率=44.43%
（2）精馏段进行塔板负荷性能的核算
○
1雾沫夹带线：按泛点率80%计算 则
8
.072
.1127.0204.136.16
.7473=??+S
S
L V
整理得
S
S L V 88.22765.2-= ①
○2液泛线： 将
()d
l p w T h h h h H ++=+φ
则
()??
?
?
??????? ??+++??
? ???+????=32
2
056.136********.2045.05.01039.0056.12.081.926.750334.51485.0S
S o L L μ 又
N
d V o S O 2
4∏=
μ
整理得
3
2
2
2
5.54629.6
6.4S S S L L V --= ②
○
3液相负荷上限线 液体在限液管停留时间不低于3~5s
s
5~3==
S
T S L H A τ