脱烷烃精馏塔工艺计算
一总论
1.1塔设备简述
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。
筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。
当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。
塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。浮阀塔于50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。
浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可
以上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F
型和
1
V-4型。F
型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用1
于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。操作时，由阀孔
上升的气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度
随气体负荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。
1.2我国化工工艺发展
我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们
石油工作者面前的任务是繁重的。炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改
造，继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原
料，赶超世界先进水平”的发展方针。要立足现有基础，搞好一、二次加
工和系统工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设
备，把老装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全
面提高产品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化
工原料;要充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;
要治理“三废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。
二设计方案的选择
2.1工艺设计的原则
工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。只有流程确定后，其他各项工作才能展开，工艺流程设计设计各个方面，而各个方面的变化又反过来影响工艺流程设计，设置使流程发生较大的变化。因此，工艺流程设计是动手最早，而往往结束最晚。
流程设计的主要任务包括两个方面：一是确定生产流程中各个生产过程的具体内容、顺序和组合方式；二是绘制工艺流程图，要求以图解的形式表示生产过程中，当原料经过各个单元操作过程得到产品时，物料和能量发生的变化及其流向，以及采用了哪些化工过程和设备，再进一步通过图解形式表示出化工管道流程和计量控制流程。
选型和工艺设计的原则如下：
⑴合理性
即设备必须满足工艺一般要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。
⑵先进性
要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可能的达到先进水平。
⑶安全性
要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。对工艺和建筑，地基、厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，尽量避免高温高压操作，尽量不用有毒有害的设备附件附料。
⑷经济性
设备投资省，易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费用减少。引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，考虑是否易于被国内消化吸收和改进利用，避免盲目性。
总之，在设备的设计及选型中，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性的原则，审慎的研究，认真的设计。
2.2精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
(１) 气、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
(２) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
(３) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
(６) 塔内的滞留量要小。
2.2.1板式塔类型：
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
2.2.2筛板塔：
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。
2.2.3浮阀塔：
浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。
浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：
(１) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。 (２) 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
(５) 液面梯度小。
(６) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
(７) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％
据此本课程设计选取浮阀塔。
2.3设计方案确定
2.3.1操作条件的确定：
确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。本设计的操作压力为101.3kpa。塔顶设置冷凝器，塔底设置再沸器。
2.3.2进料状态：
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。本设计采用泡点进料。
2.3.3加热方式：
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。本设计采用间接加热方式。
三 脱烷烃精馏塔工艺计算 3.1全塔物料平衡计算 3.1.1 原始数据获取：
表3-1 原料各组分数据汇总
3.1.2物料衡算 物料的年处理量=
77100001000/8000
1299/580.3720.35860.251000.1
kmol h ??=?+?+?+?
根据设计要求选择05n C -为轻关键组分，06n C -正己烷为重关键组分，0
4n C -为轻组分，07n C -为重组分，轻组分和清关键组分从塔顶流出，重组分和重关键组
分从塔釜流出。假定为清晰分割， 4,w x ≈0，7,D x ≈0,则根据物料衡算关系列出下表：
表3-2 各组分物料衡算关系
联立物料衡算式方程： 1383D W +=
389.7454.650.050.05W D D +-+=
0.05324.750.05129.9W D W +-+=
表3-3 清晰分割物料衡算计算结果汇总
3.1.3用泡点方程计算塔底温度：
对于压力低于200kpa 和分子结构相似的组分所构成的系统可按理想物系处理，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液的组成无关。当已知压力和温度时，由P-T-K 图可以直接查得平衡常数。
初设w t =70℃，由K-P-T 图按P=101.3kpa 查得各组分的i k 值，
求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-3：
表3-4 泡点方程计算塔底温度结果
在所设的72℃条件下，1
|1|0.0030.01c
i iW i k X =-=<∑，符合要求。
3.1.4露点方程计算塔顶温度
∴塔底温度为72℃。
因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。
初设d t =30℃,由K-P-T 图按P=101.3kpa,查得t=30℃时各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4：
表3-5 露点方程计算塔顶温度结果
i 1
|(/)1|0.0050.01c
D i i X k =-=<∑，符合要求。
∴塔顶温度为28℃。
3.1.5清晰分割验证：
求以重关键组分0
6n C -为对比组分的各组分的平均相对挥发度，用泡点方程
计算列表如下：
表3-6 各组分平均相对挥发度
用芬斯克方程计算计算最小理论板
min 0.50.65lg lg 0.050.05 5.074lg lg 2.6
l h h l D W lh X X X X N α????
???????? ? ??? ?????????????????=== 为核实清晰分割的假设是否合理，计算塔釜中0
4n C -的摩尔数和浓度：
5.074389.7
0.043043.31281.458.72w =
=??
+? ???
丁
4
,/0.0430/389.7 1.1010W
W x w -===?丁，丁（摩尔分率） 同理可计算出0
7n C -在馏出液中的摩尔数和浓度：
0.112d
=庚
4
2.7410D
x
-=?庚, 可见，04n C -、0
7n C -按照清晰分割是合理的。把清晰分割计算的结果列表
如下：
表3-7 i d ，i w ，Di x ，wi x 计算结果
由上表数据可知：
馏出液中，0
6n C -的回收率=
43.25
100%866.02?=4.999%≈5% 釜液中，0
5n C -的回收率=
21.65100%432.98
?=5.00% 正戊烷在馏出液中的回收率为 95％；
正己烷在釡液中的回收率为 95％， 清晰分割是成立的。
设塔底温度为72℃，列表计算如下：
表3-8
∴塔底温度为72℃正确。
设塔顶温度为28℃，列表计算如下：
表3-9
∴塔顶温度为28℃正确。 3.1.6 用泡点方程计算进料温度： 设进料温度为
t
=25℃，由K-P-T 图按P=101.3Kpa,c 差得各组分的求得各组
分的i k ，计算结果如下表3-9：
表3-10 泡点方程计算进料温度结果
在所设的23℃条件下，1
1.005c
i Fi i k X ==∑，1
|1|0.01c
i i i k X =-<∑，符合要求。
∴进料温度为23℃.
3.2用芬克斯方程计算最少理论塔板数
α
lh
=2.60
N min =lh
W l h D h l X X X X αlg lg ????????? ????? ??=0.500.65lg 0.050.05lg 2.60??
???? ???????????=5.094≈6块
3.3恩德伍德法求最小回流比 塔顶、塔底的平均温度是：
=
+=
2
W D t t t 50228
72=+℃ 以0
6n C -为对比组分求各组分在
P=101.3kpa, 50℃时的相对挥发度i α：
表3-11 各组分相对挥发度
根据《化工分离过程》（刘佳祺，陈洪钫编）
1c
i Fi
i i X e ααθ
==-∑ 因为是泡点进料，所以e=0 通过试差法计算求θ：
表3-12 θ列表
∴θ=1.256
11c
i Di
m i i
X R ααθ==+-∑ 19.120.44990.4999 2.6710.04990.350.000127
9.12 1.256 2.67 1.2561 1.2560.35 1.256c
i Fi i i X αα
θ
=????=+++
-----∑=1.2707
∴最小回流比11 1.270710.2707c
i Di
m i i X R ααθ
==-=-=-∑
3.4吉利兰法计算求理论板数
操作回流比一般为最小回流比的1.22 倍。 即：()min 1.22R R =
当R/Rm=1.2，常需要很多的理论板数；当R/Rm=2，则需要较少的理论板数，就该分离的物系而言，根据经验，一般取1.6 那么实际回流比： 1.60.27070.4331R =?=
0.43310.2707
0.113310.43311
m R R X R --=
==++ Y=???
????????? ??-??? ??++-2112.117114.541exp 1x x x x =12154.40.1020.11311exp 11117.20.1140.113??
??+?-??-??
? ?+????????? =0.508
0.5081
m
N N Y N -=
=+ 其中m N =6块 解得：N =13.23 ∴理论板数为13.23块。 3.5计算理论进料位置
2
,,lg 0.206lg D l W h l h D F W x n
x m x x ????????=?? ? ???
??????
24330.250.05lg 0.206lg 8660.350.05n
m ??
????=???? ?
????????
?
N =n+m+1
n
m
=0.81 解得：n=5.01 m=6.19 精馏段理论塔板数：n=5.01块 提留段理论塔板数：m=6.19块 3.6计算实际板数和实际进料位置
查表得各组分在82t =℃时的黏度：
3-13 各组分黏度
()
0.245
0.49T lh l ηαμ-=()
0.245
0.49 2.600.249-=??=0.545=54.5%
T
T N Na
η=
实际塔板数：113.231
22.44230.545
T a T N N η--=
==≈块 精馏段实际塔板数： 5.01
9.19100.545
a T
n n η=
=
=≈块 提留段实际塔板数：a m =23-10=13块 精馏塔工艺计算部分计算结果列于下表：
表3-14 精馏塔工艺计算结果
四浮阀塔的设计计算
4.1选取设计塔板
4.1.1板型选取：
根据化学工业出版社《化工原理》提供的液相流量参考表选取单流型塔板，
单流型塔板是最常用的形式，结构简单，制作方便，且横贯全板的流道长，有利
于达到较高的塔板效率。
4.1.2板间距的初选：
板间距N
的选定很重要，对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能T
允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，
会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。
反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可
降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，
要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证
塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反
复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由塔板间距的经验数值
选取.初选板间距为0.45m.
4.2汽、液体体积流量计算
4.2.1 精馏段、提馏段的摩尔流量计算：
精馏段气体摩尔流量：V=L+D=(R+1)D=(0.4331+1)×866.02=1241.1kmol/h
提馏段气体摩尔流量：v′=v=1241.1kmol/h=0.34475kmol/s
精馏段液体摩尔流量：L=RD=0.4331×866.02=375.07kmol/h
提馏段液体摩尔流量：L′=L+F=375.07+1299=1674.07kmol/h
4.2.2精馏段、提馏段的体积流量计算：
表4-1 气体体积流量计算表
塔顶气体密度：
()33311101.31066.42722687.57/ 2.69/273.15288.314V v pM g m kg m RT ρ??====+?
塔底气体密度塔底气体密度：
()3322101.31086.34 3.05/273.15728.314V v pM kg m RT ρ??===+?
气体平均密度：312
2.69
3.05
2.87/2
2
v v v kg m ρρρ++=
=
= 塔顶气体体积流量：
31
11
1241.166.39
8.509/2.693600
v s v V M V m s ρ?=
=
=?
塔底气体积流量：
3
2
22
1241.186.349.76/3.053600
v s v V M V m s ρ?=
=
=?
全塔平均气体体积流量：128.5099.76
9.134522
S S S V V V ++===
全塔平均气体体积流量：
表4-2 液体体积流量计算表
塔底液体密度：
3111617.7/1.619
L i i
kg m m ρρ
=
==∑ 塔顶液体密度：
3211
598.0k /1.6722
L i i
g m m ρρ
=
==∑ 液体平均密度：
312
617.7598.0
607.9/2
2
L L L kg m ρρρ++=
=
=
塔顶液体体积流量：
31
11
375.0789.49
0.01509/617.73600
s L LM L m s ρ?=
=
=?
塔底液体体积流量：
'31
22
1674.0771.96
0.05600/598.03600
s L LM L m s ρ?=
=
=?
全塔平均液体体积流量：
4.3 液体表面张力计算 查表得各个组分的表面张力：
表4-3 各组分表面张力
∴液体平均表面张力：12
13.6922
2
m m m σ=
=
=
3120.015090.05600
0.03555/22
s s s L L L m s ++=
==
正戊烷精馏塔工艺计算
正戊烷精馏塔工艺计算 1全塔物料平衡计算 1.1 原始数据获取： 表3-1 原料各组分数据汇总 .1.2物料衡算 物料的年处理量= 77100001000/8000 1299/580.3720.35860.251000.1 kmol h ??=?+?+?+? 根据设计要求选择05n C -为轻关键组分，06n C -正己烷为重关键组分，0 4n C -为轻组分，07n C -为重组分，轻组分和清关键组分从塔顶流出，重组分和重关键组 分从塔釜流出。假定为清晰分割， 4,w x ≈0，7,D x ≈0,则根据物料衡算关系列出下表：
表3-2 各组分物料衡算关系 联立物料衡算式方程： 1383D W += 389.7454.650.050.05W D D +-+= 0.05324.750.05129.9W D W +-+= 表3-3 清晰分割物料衡算计算结果汇总 1.3用泡点方程计算塔底温度： 对于压力低于200kpa 和分子结构相似的组分所构成的系统可按理想物系处理，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液的组成无关。当已知压力和温度时，由P-T-K 图可以直接查得平衡常数。 初设w t =70℃，由K-P-T 图按P=101.3kpa 查得各组分的i k 值， 求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-3：
表3-4 泡点方程计算塔底温度结果 在所设的72℃条件下，1 |1|0.0030.01c i iW i k X =-=<∑，符合要求。 1.4露点方程计算塔顶温度 ∴塔底温度为72℃。 因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。 初设d t =30℃,由K-P-T 图按P=101.3kpa,查得t=30℃时各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4： 表3-5 露点方程计算塔顶温度结果 i 1 |(/)1|0.0050.01c D i i X k =-=<∑，符合要求。 ∴塔顶温度为28℃。
丙烯精馏塔吊装
独山子石化千万吨炼油及百万吨乙烯项目丙烯精馏塔吊装方案 中国石油天然气第六建设公司 2006年11月27日
目录 一．设备的主要参数 (1) 二．编制依据 (1) 三．吊装方案的选择 (1) 四．单门型液压吊装系统的配置 (4) 五．吊耳的设置 (5) 六.溜尾吊车的最大受力 (5) 七.有关受力计算 (5) 八.吊索具的选用 (8) 九.吊装平面布置 (10) 十．吊装施工组织机构 (10) 十一.进度计划 (11) 十二.德马格CC—2800—1型600t履带吊的主要起重性能表 (12) 十三. 吊装安全技术措施 (12) 十四. 设备吊装所需的机具及材料 (13) 附图施工进度计划 (16)
一．设备的主要参数 根据施工蓝图，独山子石化乙烯裂解装置中的两台丙烯精馏塔(C-5501A/B)的空塔重量为900t，增加劳动保护、焊接内件等后吊装重量约为1200t，塔体的内径为φ5700mm，塔体的高度为107900mm，设备的基础标高为▽+0.3m。 二．编制依据 1．SH/T3536—2002《石油化工工程起重施工规范》 2．HG 20201—2000《工程建设安装工程起重施工规范》 3．SH/T3515—2003《大型设备吊装工程施工工艺标准》 4．KRAMO液压吊装系统设计计算书 5．丙烯精馏塔(C-5501A/B)的设计图纸 6．乙烯装置的设备平面图 三．吊装方案的选择 对这2台超大型设备的吊装，其实吊装方案的选择只有两种：一种是分段吊装，在空中组对、焊接和热处理，并在直立的状态下进行水压试验；另一种是在地面上将塔设备组焊成整体，并且在地面上做完热处理和水压试验，在将梯子、平台及附塔管线等装上之后，然后再整体吊装。从技术上来看，这两种吊装方案都是可行的，都能达到将塔设备吊装就位的目的。但经过分析、比较和充分地论证，我们认为将超大型设备在地面的滚胎上卧式组对焊接成整体，并将附塔管线、梯子、平台、防腐保温、电气仪表等工作尽可能在地面上完成后，再进行整体吊装的方案更为合理些，其理由如下： 1.可以最大限度地保证设备组对和焊接的质量 设备在地面上组焊可以使用滚胎、自动焊等机具，其组焊条件与制造厂内的条件差不多，与在空中组对和焊接相比，设备在地面上组对的尺寸容易控制，焊接的质量也有保证。 2.可以最大限度地缩短安装工期 设备如果分段吊装，在空中组对和焊接，则只有一个工作面，并且只能在白天作业，因为在夜间不允许进行高空作业。 而设备如果在地面上组对、焊接，就可以有很多个工作面，可以根据工程进度的需要增加组焊机具或人力，可以三班倒，每天24小时连续作业，这样可以大大地缩短设备组对和焊接的时间，缩短设备安装的工期。 3.有利于施工的安全
丙烯精馏塔安装说明
中国石化扬子石油化工股份有限公司乙烯装置节能改造 丙烯精馏塔(E-DA-406N)安装说明及技术要求 一．概述： 扬子石化乙烯装置丙烯精馏塔（E-DA-406N，φ4000) 为新建塔；塔内件采用浙江工业大学专利塔盘——DJ塔盘，由浙江工业大学化学工程设计研究所设计，苏州市科迪石化工程有限公司制造，共82层。预焊件已先期焊接，故本次只安装塔内件(包括塔板和分布器)。 二．塔盘及分布器的安装： 安装工作自下而上进行。 1.根据图1112-406N-01中管口方位图，确定单、双层降液板的方位；单、双层降液板 的方位互成90°。 2.根据图1112-406N-02和1112-406N-03所示的结构情况，以一层塔盘为单元，在塔 外进行组合以备吊装入塔。在组合这层塔盘时，零部件上的标记必须和该层所要求的标记相符。安装后，塔盘面水平度在整个面上的公差为9mm,降液管溢流堰顶端水平度公差为6mm，堰高允差为±3.0mm。首先组装梁和降液管，待降液管定位后再依次安装塔板,特别注意塔板序号及导流板方向。 3.1#～19#塔盘和降液管相同(序列号为1开头)；20#～82#塔盘和降液管相同(序列号 为2开头）。 4.进料分布器(管口11A,B)的安装见图1112-406N-11，分布管开孔向下。安装后，整 体水平度公差为6mm，调平后用螺栓固定。 5.回流分布器(管口10)的安装见图1112-406N-10，分布管开孔向下。安装后，整体水 平度公差为6mm，调平后用螺栓固定。 6.管口49、50的内接部分现场制作，详见图1112-406N-09。 7.人孔分别在塔顶、16#、32#、48#、64#塔盘之下。 三．说明： 1.若本公司所出图纸与现场情况不一致时，应由扬子石化的有关部门、设计方代表及 施工方代表现场协商解决并备案。
精馏塔的工艺标准计算
2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2.1 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D
年产5.4万吨丙烯精馏塔的工艺设计
年产5.4万吨丙烯精馏塔 的工艺设计
目录 摘要............................................................. I 第1章绪论.. (2) 1.1丙烯的性质 (2) 1.1.1 丙烯的物理性质 (2) 1.1.2 丙烯的化学性质 (2) 1.2丙烯的发展前景 (2) 1.3丙烯的生产技术进展 (3) 1.3.1 概况 (3) 1.3.2 丙烯的来源 (3) 1.3.3 丙烯的生产方法 (3) 1.3.4 丙烯生产新技术现状及发展趋势 (4) 第2章丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 (4) 2.2.1 确定关键组分 (5) 2.2.2计算每小时塔顶产量 (5) 2.2.4物料衡算计算结果见表2.5 (7) 2.3塔温的确定 (8) 2.3.1 确定进料温度 (8) 2.3.2 确定塔顶温度 (8) 2.3.3 确定塔釜温度 (8) 第3章精馏塔板数及塔径的计算 (10) 3.1塔板数的计算 (10) 3.1.1 最小回流比的计算 (10) 3.1.2 计算最少理论板数 (11) 3.1.3 塔板数和实际回流比的确定 (11) 3.2确定进料位置 (11) 3.3全塔热量衡算 (12)
3.3.1 冷凝器的热量衡算 (12) 3.3.2 再沸器的热量衡算 (13) 3.3.3 全塔热量衡算 (13) 3.4板间距离的选定和塔径的确定 (14) 3.4.1 计算混合液塔顶、塔釜、进料的密度及气体的密度 (14) 3.4.2 求液体及气体的体积流量 (16) 3.4.3 初选板间距及塔径的估算 (17) 3.5浮阀塔塔板结构尺寸确定 (18) 3.5.1塔板布置 (18) 3.5.2 溢流堰及降液管设计计算 (19) 3.6塔高的计算 (21) 第四章流体力学计算及塔板负荷性能图 (22) 4.1水利学计算 (22) 4.1.1 塔板总压力降的计算 (22) 4.1.2 雾沫夹带 (23) 4.1.3 淹塔情况校核 (26) 4.2浮阀塔的负荷性能图 (27) 4.2.1 雾沫夹带线 (27) 4.2.2 液泛线 (28) 4.2.3 降液管超负荷线 (29) 4.2.4泄露线 (29) 4.2.5 液相下限线 (30) 4.2.6 操作点 (30) 总论 (32) 致谢 (33) 参考文献 (35) 附录 (38)
精馏塔工艺工艺设计方案计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
化工原理课程设计正戊烷和正己烷
课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
安徽理工大学课程设计（论文）任务书 机械工程学院过控教研室
目录 前言 (5) 1.概论 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2.流程简介................... 错误!未定义书签。 3.工艺计算 (7) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (9) 3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (10) 3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11) 3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11) 3.2.6操作线方程 (12) 3.2.7逐板法求理论板 (11) 3.2.8实际板层数的求取 (13) 4.塔的结构计算 (13) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13) 4.1.1平均温度t (13) m 4.1.2平均摩尔质量 (14) (15) 4.1.3平均压强p m 4.1.4平均密度 (15) 4.1.5液体的平均粘度 (17) 4.1.6液相平均表面张力 (18) 4.2塔高的计算 (18) 4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18) 4.2.2塔径 (19) 4.2.3 塔径的圆整 (21) (21) 4.2.4塔截面积A T 4.2.5实际空塔气速u (21) 4.3精馏塔有效高度的计算 (22)
5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22) 5.1溢流装置计算 (22) 5.1.1堰长l w (22) 5.1.2溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 (22) 5.1.3弓形降液管宽度W d 及截面积A f (23) 5.1.4降液管底隙高度h (24) 5.2塔板布置筛板数目与排列 (24) 5.2.1塔板的分块 (24) 5.2.2边缘区宽度确定 (25) 5.2.3开孔面积的计算 (25) 5.2.筛孔计算及其排列............................. 错误!未定义书签。 6.筛板的流体力学验算 (24) 6.1气相通过筛板塔板的压降...................... 错误!未定义书签。4 6.1.1干板电阻 hc .. (26) 6.1.2板上充气液层阻力h 1 (26) 6.2、液泛验算 (26) 6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h p (27) 6.2.2液体通过降液管的压头损失h D ， (27) 6.2.3板上液层高度，取h L =0.05m ................... 错误!未定义书签。 6.3液沫夹带 (27) 6.4漏液的验算 (27) 7.塔板负荷性能图 (27) 7.1漏液线 (27) 7.2液沫夹带线 (28) 7.3液相负荷下限线 (28) 7.4液相负荷上限 (28) 7.5液泛线 (29) 8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32) 9.塔附件设计 (33) 9.1 接管—进料管 (331) 9.2 法兰 (34) 9.3筒体与封头 (34)
年产5.4万吨丙烯精馏装置工艺设计
毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目：年产 5.4万吨丙烯精馏塔的工艺设计 1.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）。 3.设计条件 1）设计原始数据见下表 原始数据 2）操作压力p=1.74Mpa 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) 1.1丙烯的性质 (2) 1.1.1 丙烯的物理性质 (2) 1.1.2 丙烯的化学性质 (2) 1.2丙烯的发展前景 (2) 1.3丙烯的生产技术进展 (3) 1.3.1 概况 (3) 1.3.2 丙烯的来源 (3) 1.3.3 丙烯的生产方法 (3) 1.3.4 丙烯生产新技术现状及发展趋势 (4) 第2章丙烯精馏塔的物料衡算及热量衡算 (4) 2.2.1 确定关键组分 (5) 2.2.2计算每小时塔顶产量 (5) 2.2.4物料衡算计算结果见表2.5 (7) 2.3塔温的确定 (7) 2.3.1 确定进料温度 (7) 2.3.2 确定塔顶温度 (8) 2.3.3 确定塔釜温度 (8) 第3章精馏塔板数及塔径的计算 (10) 3.1塔板数的计算 (10) 3.1.1 最小回流比的计算 (10) 3.1.2 计算最少理论板数 (11) 3.1.3 塔板数和实际回流比的确定 (11) 3.2确定进料位置 (11) 3.3全塔热量衡算 (12) 3.3.1 冷凝器的热量衡算 (12)
乙烯装置丙烯精馏塔优化设计_曹媛维
第40卷第9期2012年9月化学工程 CHEMICAL ENGINEERING （CHINA ）Vol．40No．9Sep．2012 收稿日期：2011-11-01作者简介：曹媛维（1979—），女，硕士，工程师，主要从事乙烯装置的工艺设计工作，电话：（010）58676692， E-mail ：caoyuanwei@hqcec．com 。乙烯装置丙烯精馏塔优化设计 曹媛维 （中国寰球工程公司，北京100029） 摘要：针对近年来大型乙烯装置中的丙烯精馏塔操作不稳定、能耗大的问题，利用PRO /Ⅱ软件模拟分析该塔流程，总结出随着装置规模大型化该塔采用多溢流塔板形式，计算中应考虑塔板形式对板效率取值的影响。当进料组成与设计工况不符或装置负荷增大时导致产品不达标的情况，可增设进料口在非设计工况下不同位置进料以满足分离的要求， 并且塔顶冷凝器和塔底再沸器需要考虑充分的设计余量。并创造性提出了，在传统工艺流程基础上在塔顶冷凝器后增设排放冷凝器进一步回收丙烯的节能优化方案，为实际生产提供建议性指导。关键词：丙烯精馏塔；操作波动；PRO /Ⅱ模拟中图分类号：TQ 051．81 文献标识码：B 文章编号：1005-9954（2012）09-0074-05DOI ：10．3969/j．issn．1005-9954．2012．09．0017 Optimization design of propylene rectifying column in ethylene plant CAO Yuan-wei （China HuanQiu Contracting ＆Engineering Corporation ，Beijing 100029，China ） Abstract ：According to high energy consumption and instable operation problems of propylene rectifying column in large-scale ethylene plants ，the propylene rectifying column system was simulated with PRO/Ⅱsoftware．The conclusion is that the influence of the tray type on the tray efficiency should be considered in calculation ，and it is better to use multi-overflow tray type for large-scale ethylene plant．If the propylene product is substandard in the inconsistent feed composition case or the increased duty case ， the added feed nozzles are prefered to switch the diffierent feed location for different case．Enough design margin should be considered for the top condenser and the bottom reboiler．The energy saving optimization scheme that adding a new vent condenser after the top condenser to recover more propylene product is creatively put forward ，which provides the constructive guidance for the actual production．Key words ：propylene rectifying column ；operation fluctuation ；PRO /Ⅱsimulation 丙烯主要用于生产聚丙烯、丙烯腈、环氧丙烷以 及异丙醇等， 是仅次于乙烯的重要石油化工原料［1］ 。丙烯衍生物的快速发展带动了丙烯需求的快速增长， 据估计从2006年到2015年全球范围内丙烯需求仍以4．9%的速度持续增长，中国的丙烯需求预计年均 增长达到6．3%［2］ 。目前从市场份额看，来自乙烯装置的丙烯占到59%，从炼厂轻烃分离装置回收的丙烯占到35%。本文针对乙烯装置实际运行中丙烯精馏塔进料组成和负荷波动大导致产品不合格、能耗高的问题，利用流程模拟软件PRO /Ⅱ优化该塔操作参数，并探索性地提出在冷凝器出口增设排放冷凝器进一步回收丙烯产品的工艺，为丙烯精馏塔在实际操作 中低能耗、平稳运行提供理论指导和建议。1原始工况的模拟计算 1．1 模拟计算条件 本模拟计算以80万t /a 乙烯装置丙烯精馏塔为例，该塔进料组成条件如表1所示。采出丙烯产品的规格按照GB/T 7716—2002中聚合级丙烯优等品（摩 尔分数99．6%），塔釜丙烯控制指标为摩尔分数≤2%。1．2模拟过程1．2．1 模拟图与模拟参数选择 工业生产中由于受到运输和加工制造的限制，将丙烯精馏塔分成双塔串联或并联操作，但在模拟
(完整word版)脱丙烯精馏塔工艺
目录 第一章概述 (4) 第二章脱丙烯精馏塔工艺计算 (5) 2.1 设计方案简介 (5) 2.2 主要物性数据 (5) 2．3物料衡算 (5) 2.3.1确定关键组分塔顶、塔底的分布量. (6) 2.4确定塔操作条件 (6) 2.4.1.确定塔顶温度： (6) 2.4.2.确定进料温度。 (6) 2.4.3.确定塔底温度. (7) 2.4.4. 各组分相对挥发度 (7) 2.5确定最小回流比。 (8) 2.6理论塔板数与实际板数。 (8) 2.6.1.求定最少理论板数 (8) 2.6.2. 计算实际回流比R及理论塔板数 (9) 2.6.3.计算全塔平均板效率 (9) 2.6.4. 计算实际塔板数和进料板位置 (9) 2.7确定冷凝器和再沸器的热负荷 Q Q (10) ,C r 第三章物料的性质计算 (12) 3.1 求气液负荷 (12) 3.2 平均摩尔质量的计算 (12)
3.2.1 塔顶平均摩尔质量计算 (12) 3.2.2 进料平均摩尔质量计算. (12) 3.2.3 塔底平均摩尔质量计算. (13) 3.3 平均密度计算 (13) 3.3.1 气体平均密度计算 (13) 3.3.2 液体平均密度计算 (13) 3.3.3 液体平均表面张力计算。 (15) 3.3.4 液体平均粘度的计算。 (15) 第四章精馏塔的工艺尺寸计算。 (17) 4.1 塔高的计算。 (17) 4.1.1 塔径D的计算。 (17) 4.2 塔板设计 (18) 4.2.1 确定塔板溢流形式 (18) 4.2.2降液管以及溢流堰的尺寸 (18) 4.2.3核算阀孔动能因数及孔速 (20) 4.2.4计算塔板开孔率 (20) 4.2.5 浮阀塔板设计的校核 (20) 4.2.6 塔板负荷性能图。 (22) 第五章塔附属设备的设计 (25) 5.1主要接管尺寸的计算 (25) 5.1.1进料管 (25) 5.1.2回流管 (25)
精馏塔的设计计算方法
各位尊敬的评委老师、领导、各位同学： 上午好！ 这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。 二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。 设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。 首先，我们看一下逐板计算法的原理。 该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。 从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。 根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。 从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。 按以上方法交替进行计算。 因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。 逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。 接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。 图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取
精馏塔再沸器工艺计算
目录 目录 (1) 精馏塔再沸器工艺课程设计 (2) 1.设计任务及设计条件 (2) 2.方案论证 (2) 3.估算设备尺寸 (3) 4.传热系数校核 (3) 5.循环流量校核 (7) 6.设计结果汇总 (12) 7.工艺流程图 (13) 8.带控制点的工艺流程图 (13)
精馏塔再沸器工艺设计 1.设计任务及设计条件 (1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器 (2) 再沸器壳层和管层的设计条件： 潜热γ 0=812.24kJ/kg 热导率λ =0.023W/(m?K) 粘度=0.361mPa?s 密度ρ0=717.4kg/m3 管层流体83℃下的物性数据： 潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m?K) 液相粘度=0.41 mPa?s 液相密度=721 kg/m3 液相定压比热容=2.094kJ/(kg?K) 表面张力=1.841×10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPa?s 汽相密度=0.032 kg/m3 蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2?K/kg 2.方案论证 立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。 立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。
3.估算设备尺寸 计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b m b ?=??==Φγ 计算传热温差m t ?为 (11583)(8583) 10.82()(11583)(8583) m t K Ln ---?= =-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为 拟用传热管规格230?φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N T N T = 10063 03.014.334 .2840=??= L d A p π 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm 取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。 4.传热系数校核 （1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ： )/(72.34048 .06000 s kg x q q e mb mt === ① 显热段管内表面传热系数 则计算传热管内质量流速G 为 )(534.01006026.04 14 .34 )]/([03.65534 .072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =??= = ?===π 雷诺数Re 为
丙烯精馏塔工艺设计
过程工艺与设备课程设计（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2010年7月6日 班级：化机0701班 姓名：梁昊穹 指导老师：韩志忠
化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。 本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了韩志忠老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。 鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！
前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2 第一章概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.1精馏塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.2再沸器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.3冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 第二章方案流程简介- - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.1 精馏装置流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.2 工艺流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.3 调节装置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.4 设备选用- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.5 处理能力及产品质量- - - - - - - - - - - - - - - - 8 第三章精馏过程系统设计- - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.1设计条件- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.2物料衡算及热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - 10 3.3塔板数的计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 3.4精馏塔工艺设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 16 3.5溢流装置的设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 17 3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取- - - - - - - - - - - - 18 3.7塔板流动性能校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - 19 3.8负荷性能图- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21 3.9 塔计算结果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - -24
精馏塔计算方法
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………
化工原理课程设计利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺的设计副本
理工大学 课程设计说明书 设计题目：化工原理课程设计 学院、系：机械工程学院 专业班级：过程装配与控制工程 学生：王旦 指导教师：雪斌 成绩： 2013年12月27日 设计任务书
（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于1%，原料液中含正己烷55%（以上均为质量分数）。（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压） 进料状态：泡点进料 回流比：1.4Rmin 塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压） 单板的压降： 0.7kPa 全塔效率：52% （3）塔板类型：浮阀塔板（F1型) （4）工作日： 330天/年（一年中有一个月检修） （5）厂址：地区 （六）设计容 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塔体工艺条件尺寸 ⑤塔板负荷性能图 目录
第1章序言 (3) 第2章精馏塔的物料衡算 (6) 2.1. 物料衡算 (6) 2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7) 第3章塔板数的确定 (8) N的确定 (8) 3.1. 理论板数 T 3.2. 实际板数的确定 (9) 第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9) 4.1. 操作压力的计算 (9) 4.2. 密度的计算 (10) 4.3. 表面力的计算 (11) 4.4. 混合物的粘度 (12) 4.5. 相对挥发度 (12) 第5章塔体工艺条件尺寸 (13) 5.1. 气、液相体积流量计算 (13) 5.2. 塔径的初步设计 (14) 5.3. 溢流装置 (16) 5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17) 第6章塔板负荷性能图 (20) 6.1. 物沫夹带线 (20) 6.2. 液泛线 (21) 6.3. 液相负荷上限 (22) 6.4. 漏液线 (22) 6.5. 液相负荷下限 (23) 第7章结束语 (24)
工艺流程
磷酸二氢钠 原料球罐液化石油气水洗塔顶液化石油气酸洗混合器酸洗罐水洗混合器水洗罐反应进料缓冲罐 底水洗水甲醇精馏塔顶甲醇罐区 底水水洗塔 主反应进料预热器主反应进料换热器主反应加热炉主反应器反应油气主反应进料换热器混烃精馏 底C2 外送甲烷做燃料气 塔顶氢气C1-C4馏分LPG精馏塔顶氢气C1-C2馏分乙烷精馏塔顶氢气甲烷PSA 氢气外送底C5+馏分脱戊烷塔底C3-C4馏分丙烷塔顶C3 加氢 底C4 副反应进料预热器副反应进料换热器 副反应加热炉副反应器反应油气副反应进料换热器混烃精馏塔 顶戊烷主反应原料顶C6-C7 非芳烃塔顶甲苯脱庚烷塔 脱戊烷塔底C6+馏分白土塔脱庚烷塔底少量甲苯C8+馏分脱甲苯塔底C8+馏分脱C8塔 顶混合二甲苯罐区顶C9 罐区 脱C8塔底C9+馏分脱C9塔底重芳烃罐区 5层塔板苯罐区 环丁砜顶抽余油水洗去罐区顶苯、甲苯苯塔底甲苯罐区 C6-C7 非芳烃塔底富溶剂芳烃塔底贫溶剂非芳塔
苯 物理性质 物理状态：液体 外观：无色液体 气味：芳香味 pH: - 蒸汽压： 74.3 mm Hg @ 20 ℃ 气体密度： 2.7 (空气=1) 蒸发速率：: 2.8 (Ether=1) 粘度： 0.647mPa.s @ 20 ℃ 沸点： 80℃ 结晶点： 6 ℃ 自燃点： 561 ℃ 闪点： -11 ℃ 爆炸低限： 1.3 vol % 爆炸高限： 7.1 vol % 分解温度： - 溶解度：微溶 比重： 0.874 分子式： C6H6 分子量： 78.042 化学性质 苯参加的化学反应大致有3种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取代反应；一种是发生在苯环上的加成反应（注：苯环无碳碳双键，而是一种介于单键与双键的独特的键）；一种是普遍的燃烧（氧化反应）（不能使酸性高锰酸钾褪色 甲苯 物理性质 外观与性状：无色透明液体，有类似苯的芳香气味。 熔点(℃)：-94.9 相对密度（水=1）：0.87 沸点(℃)：110.6 相对蒸气密度（空气=1）：3.14 分子式：C7H8 分子量：92.14 饱和蒸气压(kPa)：4.89(30℃) 燃烧热(kJ/mol)：3905.0 临界温度(℃)：318.6 临界压力(MPa)：4.11
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）
2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）