8.3万吨年丙烯-丙烷板式精馏塔设计

-47-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班学生学号学生姓名学生成绩指导教师 课题工作时间2021-6-16至2021-6-28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：2021年6月17日课题名称8.3万吨/年丙烯－丙烷板式精馏塔设计课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）1.课程设计参考书：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，2021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陈维杻，传递过程与单元操作.杭州：浙江大学出版社，19932.计算用计算机及绘图化工CAD软件设计任务（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)设计方案的确定带控制点的工艺流程图的确定操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）塔的工艺计算全塔物料衡算最佳回流比的确定理论板及实际板的确定塔径的计算降液管及溢流堰尺寸的确定筛板孔径及排列方式的确定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）塔板负荷性能图的绘制塔板设计结果汇总表辅助设备工艺计算（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）进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）2021年06月17～2021年06月19：查找资料，初步确定设计方案及设计内容2021年06月20～2021年06月22：根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿2021年06月23～2021年06月25：撰写设计说明书2021年06月26～2021年06月28：绘制工艺流程图及工艺条件图2021年06月29～2021年07月01：答辩指导教师（签名）：陈苏芳2021年6月16日学科部主任（签名）：2021年6月16日《课程设计》综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目殷祥化工018.3万吨/年丙酮－水板式精馏塔设计指导教师评语指导教师签字：年月日答辩记录答辩组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项目权重分值项目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名：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

AbstractThisarticleelaboratesamethodtoseparationthepropylene-propanebinarymixturethroughaplatedistillationtowerindesign.thisrectifyingtowerneedtofulfillfollowingrequirements:throughputinannualis83000ton;45%propylenecontentintherawmaterial;propylenecontentshouldnotbelowerthan90%inoverheadproductionandshouldnotbehigherthan2%intowerbottom;operateinatmosphere,importmaterialsinbubblepoint.Usingcontinuousdistillationprocess,adoptimportmaterialsinbubblepointmeansheatingrawmaterialsliquidtothebubblepointthroughpreheater.TherisingsteaminoverheadadopttotalcondenserThecondensatetemperaturewhichlowerthanbubblepointwillbebacktothetower,therestofthatwillbesendtostoragetankaftercoolingbyproduction.thissystemisapartoftheeasy-separationsystem,thetowerbottomheatbysteamdirectly.Throughthecalculationswiththewholetowermaterialbalance,thebodyprocesssizeandtraysize.Adoptingtowerdiameteris2.8m,atotalof59piecesofplateinstallation,35piecestofeedplate,rectifyingsectionopeningeveryboardnumber28200,eachwithoneoverflowarchdowncomer,towerheightof48.8m.Alldesignabledatasmeetthedesignrequirementscheckedbyfluidmechanics.Keywords:valvetowersieveplatedistillationcolumnpropylenepropane

目录TOC\o"1-3"\h\u14042前言 -11-32061.第一章、物性数据 -12-3161.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力 -12-73541.2查取丙烯和丙烷不同温度下得密度 -12-33241.3查取丙烯和丙烷的性质 -12-133021.4丙烯—丙烷系统t—x—y数据 -12-3998第二章、塔的工艺计算 -15-313242.1物料衡算 -15-144452.1.1相对挥发度 -15-238182.1.2回流比 -15-14602.1.3料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 -17-285182.1.4物料衡算 -17-190122.2填料精馏塔温度的计算 -17-83352.2.1塔顶温度的计算 -17-193512.2.2塔底温度的计算 -17-147702.2.3进料温度的计算 -18-304552.2.4各段温度及全塔平均温度 -18-268402.3平均密度的计算 -18-53332.3.1填料精馏塔平均摩尔质量的计算 -18-204622.3.2气相平均密度计算 -19-219192.4平均表面张力的计算 -20-197202.5混合物粘度的计算 -20-233512.6实际塔板数的计算 -21-189032.7塔径的初步设计 -21-38652.7.1精馏段的直径和空塔气速为： -21-137912.7.2提馏段的直径和空塔气速为： -22-209132.8塔高的设计 -23-8221第三章、塔板的工艺计算 -24-161633.1溢流装置的计算 -24-72933.1.1堰长lw的计算 -24-66833.1.2溢流堰高度的计算（本设计中选用平直堰） -24-208493.1.3弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算 -25-18713.1.4降液管底隙高度和凹形堰深度h1计算 -25-196563.2塔板布置及开孔区的计算 -26-59053.2.1塔板分布 -26-144033.2.2开孔区计算 -26-9206第四章、塔板的流体力学计算 -26-175884.1气相通过筛板塔板的压力降 -27-4884.1.1筛板塔干板阻力hc计算： -27-192504.1.2气体通过液层的阻力hl计算 -27-192504.1.3液体表面张力hσ的计算 -27-38584.2液面落差 -28-323144.3液沫夹带 -28-38584.4漏液 -28-323144.5液泛 -29-318694.6塔板负荷性能图 -30-176144.6.1液沫夹带线 -30-160424.6.2液泛线 -31-203164.6.3液相负荷上限线 -32-323554.6.4漏液线 -32-312714.6.5液相负荷下限线 -33-101794.6.6操作线 -33-189204.6.7负荷性能图 -33-31102第五章、其他辅助设备的计算及选型 -35-91795.1管径尺寸的计算 -35-183875.1.1进料管 -35-182925.1.2馏出液回流管 -35-184085.1.3釜液出料管 -36-170735.1.4法兰 -36-42585.2其他附件的选取 -36-96525.2.1人孔的选取 -36-258525.2.2其它数值的选取 -36-42585.3泵 -37-29574第六章、全塔的热量衡算 -37-65726.1塔顶冷凝器的计算 -38-18146.2预热器的计算 -39-564第七章、塔的相关说明 -40-24055第八章、安全与环保 -42-24009第九章、塔的评价 -43-

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温度/℃表面张力mN/m丙烯—4015.69—5017.13丙烷—4015.15—5016.491.2查取丙烯和丙烷不同温度下的密度表2.丙烯和丙烷密度温度/℃密度/(kg/m3)丙烯—40599.5—50611.5丙烷—40578.4—50589.91.3查取丙烯和丙烷的性质表3.丙烯和丙烷的物理性质分子量/kg·kmol沸点/℃密度/kg·m-3黏度/MPa·s丙烯42.08—47.71.9140.0835丙烷44.10—42.12.0200.07951.4丙烯—丙烷系统t—x—y数据表4.丙烯—丙烷系统t—x—y数据t/℃xyt/℃xy-47.70.990.99-44.50.380.44-470.850.88-440.290.35-46.50.750.80-43.50.210.25-460.660.71-430.120.15-45.50.560.62-42.50.040.05-450.470.53-42.200

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：lgP=6.051068-851.3585/(256.2420+t/℃)丙烷：lgP=6.079206-873.8370/(256.7609+t/℃)大气压：P=101.325KPax=[(XD1-XD）(1-XwXw)]求平均值：α=1.2762.1.2回流比(1)最小回流比泡点进料：q=1，可得Xe=XF=0.462Ye=αXRmin=XD-Y(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=RR+1x+即y=0.8825x+0.1062提馏线：y=L+qFL+qF-Wx-即y=1.1178x-0.00237Nmin=lg⁡(XD1-X②lgN-NminN+1=-0.9(R-查“吉利兰关联图”：(0.17<R-Rmin则可作出对应R值时的R~N图表：表5.R~NR1.05Rmin1.1Rmin1.2Rmin1.4Rmin1.6Rmin1.8Rmin2.0RminN67595042333027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=1.8Rmin已知:xD=0.904xW=0.021R=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=302.1.3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/kgxF==0.462同理可求得：=0.904，=0.021平均摩尔质量：MF=0.462x42.08+0.538x44.10=43.167kg/kmolMD=0.904x42.08+0.096x44.10=42.274kg/kmolMW=0.021x42.08+0.979x44.10=44.058kg/kmol2.1.4物料衡算原料处理量mF==11527.78总物料衡算F+S=D=WF*xF=D*xD+W*xW联立解得D=133.37kmol/hW=133.68kmol/h2.2填料精馏塔温度的计算2.2.1塔顶温度的计算因为=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=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=t提馏段平均温度t2=t全塔平均温度tm=t2.3平均密度的计算已知:混合液密度：:质量分率混合气体密度：: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=44.05MLWm=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=42.27MLDm=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=43.15MLFm=42.08*0.444+44.10*0.556=43.20(4)精馏段平均摩尔质量计算MVm1=42.27+MLm1=42,(5)提馏段平均摩尔质量计算MVm2=43,15+MLm2=44.06+2.3.2气相平均密度计算由ρVm=，查表2得精馏段：ρVm1=2.489kg/m3提馏段：ρVm2=2.533kg/m3表6.平均密度成分密度/(kg/m3)平均密度/(kg/m3)塔顶（—47.3℃）丙烯608.26606.04丙烷586.79塔釜（—42.3℃）丙烯602.26590.41丙烷581.05进料（—44.9℃）丙烯605.38584.45丙烷584.04精馏段平均密度ρL1=606.04+ρL2=590.41+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：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.平均表面张力表面张力mN/m平均表面张力mN/m塔顶（—47.3℃）丙烯（0.904）16.7416.68丙烷（0.096）16.13塔釜（—42.3℃）丙烯（0.021）16.0215.47丙烷（0.979）15.46进料（—44.9℃）丙烯（0.462）16.4016.08丙烷（0.538）15.81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：σ1=16.68提馏段平均表面张力：σ2=16.08+15.472.5混合物粘度的计算查表3，由内插法可得表8：表8.平均粘度温度黏度mN*s平均黏度mN*s塔顶丙烯（0.904）—47.3℃0.18160.1854丙烷（0.096）0.2208塔釜丙烯（0.021）—42.3℃0.17160.2085丙烷（0.979）0.2093塔底丙烯（0.462）—44.9℃0.17680.1975丙烷（0.538）0.21532.6实际塔板数的计算根据，奥康内尔法：精馏段：ET=0.49*=0.692提馏段：ET=0.49*=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：160.692+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==11.268+1*133.37*42.713600*2.486提馏段：同理VS2=7.82m3/s液相体积流速：精馏段：LS1==11.268*133.37*42.763600提馏段：同理LS2=0.034m3/s精馏段：umax=C由=0.030*595.257.81*2.489=0.059，取板间距，板上液层的高度HL=0.07m，则HT-H图2.史密斯关联图查史密斯关联图[1]可知：C20=0.140，=0.140*(16.38/20)1/2=0.135由可知=2.08m/s，取安全系数为0.7，则空塔气速为：=1.456m/s，所以精馏塔的直径为：2.641m，按标准塔径圆整后为：D1=2.8m。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<0.61<0.8，故塔径D=2.8m合适。2.7.2提馏段的直径和空塔气速为：气相体积流速：VS2=V2/ρV2=7.82m3/s液相体积流速：LS2=V2/ρL2=0.034m3/s由0.064，取板件距HT’=0.7m，板上液层的高度hl=0.07m，则HT’-hl=0.7-0.07=0.63m查史密斯关联图可知：C20=0.140=0.134由可知1.98m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：1.386m/s所以精馏段塔体的直径为：2.68m，为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以按标准塔径园整后为：。因此提馏段塔体实际的截面积为：6.15m2提馏段塔体实际的空塔气速：=1.27m/s验证：U2=4VS2/πD2=4*7.82/2.82π=1.27，u2/uMAX=0.64，0.6<0.64<0.8，故塔径D=2.8m合适。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，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=1.68m3.1.2溢流堰高度的计算（本设计中选用平直堰）溢流堰高度的计算公式为：，本设计中选用平直堰，堰上液层高度的计算公式:（弗兰西斯公式[2]）,查图9可知，其中近似取E=1,则图3.液流收缩系数E精馏段：hOW1=0.00284E23=0.00284*1*230.03*36001.68=0.045m，hW1=0.07-0.045=0.025m∈(0.提馏段：hOW1=0.00284E23=0.00284*1*230.034*36001.68=0.049m，hW2=0.07-0.049=0.021m∈所以，溢流堰高度设计合理。3.1.3弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算由,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：提馏段停留时间：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降液管底隙高度和凹形堰深度的计算精馏段：取uO=0.5m/s则ho=LS1/(lw*uO)=0.035m为了防止液泛，故应选ho=0.04m（，符合要求）凹形堰深度h1>h0，取h1=0.06m提馏段：取u0’=0.5m/s，则=LS2/(LW*u0’)=0.040m为了防止液泛，故应选=0.05m（，符合要求）凹形堰深度h1>h0，取h1=0.07m3.2塔板布置及开孔区的计算3.2.1塔板分布本设计塔径，通过人孔装拆塔板。3.2.2开孔区计算常压下，td0=3，d0作图可知，开孔区孔个数共约有28200个，开孔率φ=28200*π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=A0=提馏段；u0=A0=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:4.1.1筛板塔干板阻力hc计算：hc=0.051()2，δ=53=查筛板的孔流系数图P196页，得C0=0.772精馏段：hc=0.051*2.489595.25(提馏段：hc=0.051*2.533587.43(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-2AdAd为降液管面积：Ad=0.34m2，则有=5.74m2精馏段：ua=7.815.47=1.43m/s，Fa=提馏段：ua，=7.825.47=1.43m/s，Fa=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hσ=4精馏段：hσ=4*0.01638595.25*9.81*0.005=2.24*10提馏段：hσ，=4*0.01578587.43*9.81*0.005=2.19*10气体通过每层塔板的压降精馏段：ΔPP=hpρL1g=(hc+hl+hσ)ρg=(0.070+0.0399+0.00224)*595.25*9.81=654.83Pa<0.7KPa提馏段：ΔPP’=(0.071+0.0399+0.00219)*587.43*9.81=651.70Pa<0.7KPa4.2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=σ(-)3.2泡沫层高度=2.5hL=0.175m精馏段：=0.01638(1.430.7-0.175)3.2=8.59kg液/kg气提馏段：=0.01528(1.430.7-0.175)3.2=9.2kg液/kg气故本设计中液沫夹带量在允许范围内4.4漏液由3mm<d0<12mm用u0,min=4.4C0(0.0056+0.13-)，=精馏段：=4*0.01638u0,min=4.4*0.772*0.0056实际孔速u0=14.12>5.86稳定系数K=14.125.86=提馏段：=2.19u’0,min=4.4*0.772*0.0056实际孔速u0=14.14>5.62稳定系数K=14.145.62=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*(0.030.04*1.68)2=0.030hd2=0.1()2，忽略不计提馏段：hd’=hd1=0.153()2=0.153*(0.030.04*1.68)2=0.030精馏段：Hd=0.112+0.07+0.030=0.212<0.363m液柱提馏段：Hd=0.113+0.07+0.039=0.222<0.363m液柱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=0.1kg液/kg气为限由=(-)3.2，ua=-AT=π4=6.15m2，Af=0.307AT=1.89m2精馏段：ua=4.28=0.235hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5(0.025+0.00284-=0.638-1.18*23故=0.0168(0.2350.638-1.18*23整理得：=15.83-29.28*2提馏段：ua=0.235，hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5(0.021+0.00284-=0.648-1.18*23故=0.01578(0.2350.648-1.18*23整理得：=16.0-29.11*24.6.2液泛线令Hd=ψ(HT+hW)，一般物系ψ=0.5Hd=hp+hL+hd，hp=hc+hl+hσ，hl=βhL，hL=hW+hOW联立得ψHT+(ψ-β-1)hW=(β+1)hOW+hd+hσ忽略hσ，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’Ls2/3a’=0.051()b’=ψHT+(ψ-β-1)hWc’=0.153d’=0.00284E(1+β)(3600)2/3精馏段：a’=0.051(2.489595.25)=1.26*10-b’=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.025=0.323c’=0.153=33.88d’=0.00284*1*(1+0.57)(36001.68)2/3故有0.00126VS2=0.323-33.88Ls2-0.741Ls2/3VS2=256.35-26888.89Ls2-588.10Ls2/3提馏段：a’=0.051(2.533587.43)=1.29*10-b’=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.021=0.328c’=0.153=21.68d’=0.00284*1*(1+0.57)(36001.68)2/3故有0.00129VS2=0.328-21.68Ls2-0.741Ls2/3VS2=254.26-16806.20Ls2-574.42Ls2/34.6.3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=4=0.307*0.74=0.537m提馏段：Ls,min=4=0.307*0.74=0.537m4.6.4漏液线由u0,min=4.4C0(0.0056+0.13-)，u0,min=hL=hW+hOW，hOW=0.00284E2精馏段：=4.4C0A0(0.0056=29.070.00661+0.063*2提馏段：=4.4C0A0(0.0056=28.630.00614+0.061*24.6.5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=0.00284E23精馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s提馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s4.6.6操作线精馏段y=0.9185x+0.0776提馏段y=1.0817x-0.00164.6.7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=ρ=267.05*43.20584.45*3600=5.48*10DF=42π取Φ60X3mm无缝钢管核算：u’=4π5.1.2馏出液回流管采用直流回流管，取uR=0.1m/s，ρL=606.04VS=3600ρ=133.37*42.27606.04*3600=d12=4π=4*0.0026取Φ60X3mm无缝钢管核算：u=4*0.00260.0036*3.145.1.3釜液出料管VS=W=133.68*44.05590.41*3600=取u=1.5m/sD=4π=4*0.00277取Φ50X3mm无缝钢管u=4π=4*0.002773.14*0.00255.1.4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。进料管接管法兰：Pg6Dg60HG5010-58回流管接管法兰：Pg6Dg60HG5010-58塔底出料管法兰：Pg6Dg50HG5010-585.2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450，设人孔处板间距为800。5.2.2其它数值的选取根据相关计算取：塔顶空间高度：，塔底空间高度：，裙座高度：，塔和封头的厚度6mm，取曲边椭圆封头高度：，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，JB1154-135.3泵tF=-44.9°CρA=655.5kg/m3ρB=584.2kg/m3μ=0.45*0.216+0.55*0.177=0.195mpa.sd=0.0566mu=2m/sRe=duρμ=0.0566*2*614.3εd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/hXF=0.462μF=0.1956mpa.s流量qv=11527.78/613.4QUOTE11111.11613.4=18.11m3/hRe=duρμ=56.6*613.4*20.1956=3.55*10^5>4000λ=0.032δ=0.75*5+0.17*3=4.26由伯努利方程得HF=(λLD+δ)u故料液泵的扬程H=ΔZHf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/molRc=XARA+XBRB=0.904*18.13=kj/molQc=VR=1.25*10^6kj/mol传热平均温差：Δtm=t2-t取传热系数K（w.m2.°C）=200所需传热面积A=Qc/360K*Δtm=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*10^6kj/h所需传热面积为A=Q/3600KAT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/molRc=XARA+XBRB=0.0184*18.26+0.1816*18.79=18.78KJ/molQ=Wrc=128.997*18.78=2.42*10^6kj/hΔtm=t1-tA=Q/3600KΔ

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项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段各段平均温度℃-44.3-43.6汽相体积流率VSm3/s7.817.82液相体积流率LSm3/s0.0300.034塔径2.82.8实际塔板数N块2335板间距0.70.7塔板类型单溢流弓形降液管空气塔速1.271.386堰长1.681.68堰高0.0250.021板上液层高度0.060.06降液管底隙高度0.040.04开孔数个2820028200等腰三角形叉排鼓泡面积m25.5365.536孔间距0.0150.015单板压降654.83651.70液体在降液管内停留时间7.166.32降液管内清液层高度0.130.13汽相负荷上限7.927.75汽相负荷上限0.750.62雾沫夹带控制操作弹性3.503.77漏液控制

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［1］贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社,2021.8［2］刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2021.5［3］王胜国.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社,2021.1［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，2021.1［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，2021.1［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，2021.12［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，2021.2［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，2021［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暑期实习报告我们马上就要上大三了，在大一大二的时候，我就想应该找点工作来做做，可惜一直都因没有适当安排好时间而作废，我正想这个假期应该可以去上班试试看，总归得回归社会嘛，农村在暑期基本上农活并不多，我就想这确实是个去实习的好机会，可能今后未必就有这么好的机会。巧的是，老师也这么要求，那我就更是有这个必要去实习实习了。我刚开始就是去小镇上找找看，有没有什么活干，我看到街上的昭示，有百货超市啊，餐馆啊，还有就是招人打小工的，不过因为毕竟这个是需要盖章的，所以呢，超市就是个不错的选择，而且关键在于，在我们今天这个市场经济带动作用下，懂得销售技巧是非常好的，不光要求把商品推销出去，把自己推销出去，还有把一种理念，一个招牌打出去。我本来平时就比较喜欢和人交流，就喜欢人与人交流的那种思想碰撞的感觉，人也和蔼可亲，可是呢，感觉有时候又缺乏一定的技巧，最后给人一种不存在的感觉，有些不服气，这不，这文铭家用电器超市啊是卖家用电器的，我们那边的离一公里的两个小镇都开有他们的店，他们家在一边，只能照看一头的生意，另外一头是新开的，就需要个可靠的人给他们照看家用电器和家具，他们是希望招一个能说会道而且可靠的人，给他们招呼客人。如果遇到什么生意，需要把人家客人款待好些，让他们看看家用电器和家具，给他们介绍介绍价格和性能什么的，然后说服他们到老板家那个小镇去说去看，我二姨家就住在街上，和这家人关系很好，听说我需要找工作，就向他们介绍我，而且还不说，我和他们的侄女就是初中同学，我也去过他们家玩，只是他们需要招的是长期的工作人员，我说我一个月，然后把他们出的工资降低，又和他们再说说，终于就在他们的另一个小镇承担起了负责人的态度，平时我就住在我大娘家，我大娘家的对面就是那个超市。找工作的路途让我明白，这个社会人脉是很重要的，人更愿意相信和自己有些关系，有些来往的人，这会增加一种信任度，还有就是人际交流，自己需要展示好的品质，比如诚实，谦虚，和蔼可亲，有说服力。诚实是最打动人的，如果一个人油腔滑调，旁人是不会