-
化工原理课程设计
说明书
姓名：闫建伟
班级：应化
0410
学号：
200449042
指导教师：
董宏光
韩志忠
2
007
年
7
月
4
日
0
前言
本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸
器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐
述，对于辅助
设备和管路的设计也做了简单的说明。
鉴于设计者经验有限，
本设计中还存在许多的错误，
希望各位老师给予指正。
感谢老师的指导和参阅！
1
目录
第一章
概述…………………………………………
4
1.1
精馏塔…………………………………
4
1.2
再沸器…………………………………
5
1.3
冷凝器…………………………………
5
第二章
方案流程简介………………………………
6
2.1
精馏装置流程………………………
6
2.2
工艺流程………………………………
6
2.3
设备选用………………………………
7
2.4
处理能力及产品质量…………………
7
第三章
精馏塔工艺设计…………………………
9
3.1
设计条件………………………………
9
3.2
物料衡算及热量衡算…………………
9 <
/p>
3.3
塔板数的计算…………………………
10
3.4
精馏塔工艺设计………………………
13
3.5
溢流装置的设计………………………
15
3.6
塔板布置和其余结构尺寸
的选取……
16
3.7
塔板流动性能
校核……………………
17
2 <
/p>
3.8
负荷性能图……………………………
19
第四章
再沸器的设计………………………………
22
4.1
设计任务与设计条件…………………
22
4.2
估算设备尺寸…………………………
23
4.3
传热系数的校核………………………
24
4.4
循环流量校核…………………………<
/p>
27
第五章
辅助设备的设计……………………………
32
第六章
管路设计……………………………………
38
第七章
控制方案……………………………………
39
附录一
主要符号说明………………………………
40
附录二
参考文献……………………………………
44
附件一
EXCEL
附件二
负荷性能图
3
第一章
概述
精馏是分离过程中的重要单元操作之一，
所用设备
主要包括精馏
塔及再沸器和冷凝器。
1
．
精馏塔
精馏塔是该工艺过程的核心设
备，精馏塔按传质元
件区别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本
设计为板式精馏塔。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多
层塔板，塔中部适宜位
置设有进料板。两相在塔板上相
互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转<
/p>
移；
气相被部分冷凝，
气相中难挥发组分
向液相中转移，
从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
<
/p>
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精
馏段和提馏段，
而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精
馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增
加，
塔顶最低，塔底最高。
本设计为
浮阀塔，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板
塔板的优点，塔板上的孔较大，每个孔还装有可
以上下
浮动的浮阀。
4
2
．
再沸器
作用：
用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，
使塔
内气液两相间的
接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，
它是一垂直放置的
管壳式换热器。
液体在自下
而上通过换热器管程时部
分汽化，由在壳程内的载热体供热。
立式热虹吸特点：
▲
循环推动力：
釜液和换热器传热管气液混合物的密
度差
。
▲
结构
紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲
壳程不能机械清洗，
不适宜高粘度、
或脏的传热介
质。
▲
塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
3
．
冷凝器
（设计从略）
用以将塔顶蒸气冷凝成
液体，部分冷凝液作塔顶产
品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触
传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
5
第二章
方案流程简介
1
．
精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混
合接触和分离，并进行质量
和热量的传递，使混合物中
的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。
流程如下：
原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔
中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；
当釜中的料液
建立起适当液位时，再沸器进行加热，使
之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，
由塔顶
冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分
作
为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回
流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下
，在下降过程中与
来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底
时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相
回流，而其液相则作为塔
底产品采出。
2
．
工艺流程
1
）
物料的储存和运输
6
精馏过程必须在适当的位
置设置一定数量不同容积
的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预
热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运
行。
2
）
必要的检测手段
为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位
置设置必要的仪表，
以及时获取压力、
温度等各项参数。
另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的
检测维修。
3
）
调节装置
由于实际生产中各状态参数
都不是定值，应在适当
的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产
要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，
且随时进行切换。<
/p>
3
．
设备选用
精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。
4
．
处理能力及产品质量
处理量：
140kmol/h
7
产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）
进料：
x
f
＝
65
％
塔顶产品：
< br>x
D
＝
99
％
塔底产品
:
x
w
≤
1
％
8
第三章
精馏塔工艺设计
第一节
设计条件
1
．
工
艺条件：
饱和液体进料，进料乙烯含量
x
f
＝<
/p>
65
％
（摩尔百分数）
< br>
塔顶乙烯含量
x
D
＝
99
％，
釜液乙烯含量
x
w
≤
1
％，
总板效<
/p>
率为
0.6
。
2
．操作条件：
1
）塔顶操作压力：
P=2.5MPa
（表压）
2
）加热剂及加热方法
：加热剂——热水
加热方法——间壁换热
3
）冷却剂：制冷剂
4
）回流比系数：
R/Rmin=1.3
3
．塔板形式：浮阀
4
．处理量：
q
nfh
=
140kmol
/h
5
．安装地点：大连
6
．塔板设计位置：塔底
第二节
物料衡算及热量衡算
一
物料衡算
9
1.
求摩尔流量
｛
FX
f=
DX
d
+WX
w
F=D+W
解得：
D
=
91.4286kmol/h
W
=
48.5714kmol/h
塔内气、液相流量：
1
）精馏段：
L
=R
·
D; V
=(R+1)
·
D;
2
）提馏段：
L
’
=L+q<
/p>
·
F; V
’
=V-(1-q)
·
F;
L<
/p>
’
=V
’
+W;
二
热量衡算
1
）再沸器热流量：
Q
R
=V
’·
r
’
再沸器加热热水的质量流量：
G
R
=
Q
R<
/p>
/
r
R
2
）
冷
凝器热流量：
Q
C
=V
·
r
冷凝器冷却剂的质量流量：
G
C
=
Q<
/p>
C
/(
c
l
·
(
t
2
-
t
1
))
第三节
塔板数的计算
利用
< br>EXCEL
计算：
1
．泡点计算：
10
①
计算过程包括：
假设塔顶温度
Tto=256K
经泡点迭代计算得塔顶温度
Tt=256.5K
塔顶压力
Pt=2500+101.325=2601.325KPa
；
i
ln
p
i<
/p>
0
?
A
i
?
代入公式
计算并换算得：
B
T
?
C
i
P
A
o
=2618.664KPa
P
B
o
=1531.13
6KPa
0
P
i
又
得：
K
A<
/p>
=1.006666
K
B
=0.588599;
K
i
?
P
K
A
＝
1.7
10275
；
??
?
K
B
α
=
α
1
/1.16
＝
1.474375;
②计算过程包括：
泡点进料：
q=1
｛
q
线：
x
=
x
f
?
x
y
?
1
?
(
?
?
1
)
x
代入数据，解得
x
e=
0.65;
y
e=0.732486;
x
?
y
e
R
min
?
D
=3.121912;
y
e<
/p>
?
x
e
11
R=1.3Rmin=4.058486;
③为逐板计算过程：
y
1
=
x
D
< br>=0.99
x
n
n
?
y
y
?
?
(
?
?
1
)
y
n
R
n<
/p>
?
1
?
R
?
1
x
x
n
?
D
R
?
1
直至
x
< br>i
<
x
f
理论进料位置：第
24
块板
进入提馏段：
x
y
n
n
?
?
?
(
?
?
1
)
y
n
y
?
q
nL<
/p>
?
qq
nF
q<
/p>
nW
n
?
1
q
qq
x
n
?
?
q
x
W
nL
?
nF
?
q
nW
q
nL
?
qq
nF
nW
＝
1.10502
ｘ
n -0.00105
直至
x
n
<
x
W
计算结束。理论板数：
Nt=50
（含釜）
（具体
EXC
EL
计算见附件一）
迭代结果：
进料板
Nf=i/0.6=40,
实
际板数
Np=[(Nt-1)/0.6]+1=83
；
则塔底压力
Pb=Pt+0.981
×
0.445
×
49=
2622.689KPa;
12
｛
｛
塔底温度
Tb=278.55K;
(
a
?
a
)
/
a
?
0
.
024704
?
0<
/p>
.
05
经验证
:
上述计算结果均为正确结果。
塔内气、液相流量：
精馏段：
L=371.0616931
kmol/h
；
V=462.4902931
kmol/h
；
提馏段
：
L
’
=511.0616931 kmol/h
；
V
’
=462.4902
931
kmol/h
；
第四节
精馏塔工艺设计
1
．
物性数据
乙烷的物性数据：
气相密度：
ρ
液相密度：
ρ
V
=30kg/ m
3
=450kg/
m
3
L
液相表面张力：
σ
=2.7mN/m
2
．
初估塔径
气相流量：
q
mVs
=3.854kg/s
q
VVs
=
q
mVs
/
ρ
v
=0.1285m
3
/s
<
/p>
液相流量：
q
mLs
=4.259kg/s
q
VLs
=
q
mLs
/
ρ
L
=0.00946
m
3
/s
13
q
V
L
s
?
L
q
m
Ls
?
V
F
LV
?
?
两相流动参数：
=0.29
q
V
V
< br>s
?
V
q
m
Vs
?
L
初选塔板间距
H
T
=0.45m,<
/p>
查《化工原理》（下册）
P107
泛点关
联图，得：
C
20
=0.056
0
.
2
?
?
?
C
?
C
20
?
?
所以，气体负荷因子：
=0.0375
20
?
?
?
L
?
?
V
u
?
C
液泛气速：
＝
0.14m/s
f
?
V
取泛点率为
0.55
操作气速：
u
=
泛点率
×
u
f=0.077 m/s
2
A
?
VVs
气体流道截面积：
=1.668m
q
u
选取单流型弓形降液管塔板，取
Ad /
AT
=
0.10;
则
A / AT=1-
Ad / AT
=
0.90
?
截面积
:
AT=A/0.90=1.853 m
2
4
AT
D
?
塔径：
=1.536m
圆整后，取
D=1.6m
符合化工原理书
P108
表
6.10.1
及
P11
0
表
6.10.2
的经验关联
2
AT
?
D
2
实际面积：
=2.011
m
4
?
降
液管截面积：
Ad=AT
×
0.10=
0.2011
m
2
气体流道截面积：
A=AT-Ad=1.810
m
2
14
?
VVs
实际操作气速：
u
= 0.071m/s
A
q
实际泛点率：
u
/
u
f
=0.507
3
．
塔高的估算
Np=83
有效高度：
Z= H
T
×
Np=37.35m
釜液高度（略），进料处两板间距增大为
0.7m
设置
4
个人孔，每个人孔
0.8m
裙座取
5m,
塔顶空间高度
1.5m,
釜液上方气液分离
高度取<
/p>
1.5m.
设釜液停留时间为
30min
mWs
?
30
?
60
?
釜液高度：
Δ
Z
=
0.805m
取其为
0.9m
2
4
q
L
?
?
D
所以，总塔高
h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.9=46.9
5m
第五节
溢流装置的设计
1
．
降液管（弓形）
Lh=34.07
m
3
/h;
由上述计算可得：降液管截面积：
Ad=AT
×
0.10=
0.2011
m
2
15
由
Ad/AT=0.10,
查《化工原
理》（下册）
P113
的图
6.10.
24
可得：
lw/D=0.73
所以，堰长
lw=0.73D=1.168m
2
．
溢流堰
取
E
近似为
1.025
2
/
3
?
q
VLh
?
h
ow
?
2
.
84
?
10
?
3
E
?
则
堰上液头高：
?
l
?
?
?
W
?
=
0.028m
取堰高
hw=0.06m,
底隙
hb=0.035m
q
VL
s
?
液体流经底隙的流速：
u
b =0.135m/s
l
w
h
b
ub<0.5m/s
符合要求
第六节
塔板布置和其余结构尺寸的选取
取塔板厚度
б
=4mm
进出口安全宽度
bs=bs
’
=70mm
边缘区宽度
bc=50mm
由
Ad/AT=0.10,
查《化工原理》（下册）
P113
的图
6.10.24
可得
：
b
d
/D=0.16
16
所以降液管宽度：
b
d
=0.16D=0.256m
D
x<
/p>
?
?
(
b
d
?
b
s
)
=0.474m
2
D
?
b
c
r= =0.75m
2
A
a
?
2
(
x
r
?
x
?
r
sin
)
1.32 m
2
有效传质面积：
=
2
2
2
?<
/p>
1
x
r
选取
F1
型的浮阀，阀孔直径
d
0
=0.039m;
初选
F
0
=10
；
计算阀孔气速
u
< br>0
?
浮阀的个数
n
?
F
0
0
.
5
=1.826m/s
(
?
V
)
V
S
d
0
2
u
0<
/p>
?
4
=59
选错排方式，其孔心距估算得
160mm
按实际可能的情况进行调整确定
按<
/p>
t=125mm
布置
n=66
计算得
< br>u
o
?
q
VVs
=1.63m
A
o
F
0
=uo
×
?
v
=8.93
d
0
2
2
d
?
?
4
?
n
0
2
?
2
D
< br>D
=0.0392
4
n
?
第七节
塔板流动性能校核
17
1
．
液沫夹带量校核
验证泛点率
F1
F
1
?
V
S
?
V
?
L
?
?
V
?
1
.
< br>36
L
S
Z
或
F
1
?
V
S
?
V
?<
/p>
L
?
?
V
A
b
KC
F
0
.
78
A
T
KC
F
K=1;
Z=D-2b
d
=1.088m; <
/p>
A
b
=A
T
-2A
d
=1.0688;
F1=0.251
或
F1=0.1825;
均低于
0.8
，故不会产生过量的液沫夹带。
2
．
塔板阻
力
hf
的核对
h
f
= h
o
+h
l
+h
σ
临界孔速，联立方程
阀全开
：h
0
?
?
5
.<
/p>
34
v
?
L
0
阀未全开时
：h
2
?
u
0
?
?
?
2<
/p>
g
?
?
?
?
0
.
175
?
19
.
9
u
0
/
?
L
得
u
ok
=1.63m/s=u
o
按浮阀在未全开的状态下计算
h
o
=0.0482(m)
h
l
?
?
0
?
h
W
< br>?
h
O
W
?
=0.45
×
(0.06+0.0
28)=0.0396
（
m
）
4
?
10
?
3
?
h
?
?
?
L
g
?
d
0
=0.000063(m)
18
= h
o
+h
l
+h
σ
=0.0879
m
液柱
3
．
降液管液泛校核
Hd
?
h
W
?
h
O
W
?
?
?
h
f
?
h
d
可取
Δ
=0
u
2
2
2
式中
h
d
?
q
VLs
?
?
8
?
qvlh
d
?<
/p>
?
2
g
?
0
.
153
?
?
?
?
l
W
h
b
?
?
?
1
.
18
?
10
?
?
?
?
?
l
W
h
b
?<
/p>
?
=0.00826
m
液柱
则
Hd =0.1842 m
?
h
W
?
h
O
W
?
?
?<
/p>
h
f
?
h
d
液柱
取降液管中
泡沫层相对密度：
Φ
=0.4
则
Hd
’
=
=0.4605 m
H
d
?
液柱
H
T
+hw=0.51>
Hd
’
所以不会发生液泛
4
．
液体在降液管中的停留时间
=9.53s>5s
?
?
A<
/p>
d
?
H
T
q
满足要求
VLs
5
．
严重漏液校核
取
F0’=5；
u
?
0
?
F
0
?
/
?<
/p>
V
=0.913;
< br>K
?
u
0
u
?
=1.785>1.5
～
2.0
；
0
故不会发生严重漏夜
第八节
负荷性能图
19
h
f
1
．
过量液沫夹带线
取
F1 = 0.8
F
1
?
V
S
?
V
?
L
?
?
V
?
1
.
< br>36
L
S
Z
或
F
1
?
V
S
?
V
?<
/p>
L
?
?
V
A
b
KC
F
0
.
78
A
T
KC
F
Ab>0.78
AT
时用第一式（多见）
A
b
=A
T
-2A
d
=1.0688
0.78
A
T
=0.78
×
2.011=1.5686
A
b
>0.78
A
T
得
q
v
vs
=0.578-5.536q
vls
q
vvh
=-5.536q
vlh
+2080.8
由上述关系可作得线①
2
．
液相下限线
?
q
VLh
?
h
ow
?
2<
/p>
.
84
?
10<
/p>
?
3
E
?
?
l
?
?
?
0
.
006
?
W
?
2
/
3
整理出：
q
VLh
=3.07lw=3.59
——
与
y
轴平行
由上述关系可作得线②
3
．
严重漏液线
取
F
0
=5;
q
vvh
=3600A
0
u
0
;
20
q
vvh
=259.1;
由上述关系可作得线③
4
．
液相上限线
T
?
?
d
令
=
5s
A
?
H
q
VLs
q
=65.12;
H
T
A
d
得：
VLh
?
720
由上述关系可作得线④
< br>
5
．
浆液管液泛线
H
d
令
H
d
’=H
T
+h
W
?
?
H
d
?
h
W
?
h
O
W
?
?
?
h
f
?
h
< br>d
将
Δ
=0
以及
how
与
q
VLh
,
h
d
与
q
VLh
，
h
f
与
q
VVh
,
q
VLh
的关
系全部代入前式整理得：
0
.
175
2
2
/
3
q
VVh
?
7
.
1
?
4
.
28
?
10
?
4
q
VLh
?
0
.
232
q
VLh
上述关系可作得降液管液泛线⑤<
/p>
上五条线联合构成负荷性能图（见附件二）
作点为：
q
VLh
=34.056m
3
/s
q
VVh
=462.6 m
3
/s
负荷性能图：
操作弹性：
q
VVhmax
/
q
VVhmin
< br>≈
2.5134
所以基本满足要求
21
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