课程设计课设版石油化工原理

设计任务 第一 设计方案简 设计方案简 设计步 第二 工艺流程简 第三章塔的工艺计 塔的物料......................................................操作温度和压强的确 最小回流比的确 最小理论板数的确 适宜回流比及理论塔板数的确 全塔效率及实际塔板数的确 理论进料位置及实际进料位置的确 塔径的确 热量...............................................................第四章塔板设 溢流装 塔板布 浮阀阀型及阀的尺寸及塔板分 浮阀的排列及开口 区域划 破沫区宽度和边缘区宽 鼓泡区面 排间 横向上浮阀排 阀孔动能因数校 流体力学计 4.41塔板压力 4.42夹带 降液管内液面高 停留时 降液管中的流 清液层高 塔板负荷性能 4.51夹带 降液管超负荷 液相负荷下 过量泄漏 淹塔 负荷性能图分 第五章塔体的初步设 筒体设 裙座的设 塔体总高度 第六章接管的设 进料管管径d 回流管管径d 釜液出料管d 塔顶蒸蒸汽出口管的直径d 塔底至再沸器的接管管 再沸器返塔连接管管径d 第七章辅助设备选 冷凝 再沸 回流 除沫 第八章汇 物料 焓值汇总 热量平衡汇总 塔设备计算结果汇总 塔板结构数据汇总 塔板水力学校核数据汇总 塔设备封头选型汇总 接管选型汇总 设备选型汇总 第九章浮阀排布 精馏 提馏 第十章塔板负荷性能 精馏 提馏 第十一章自我评 参考文 设计任务第一 设计方案简设计组成及流率。根据泡点方程及方程，借助相平衡图，相温度。得到以上热力学数据后，利用斯芬克斯等得到最小理塔径计算利用法，查得大量物性数据（密度、表面张力设计步第二 工艺流程简塔的物

第三章塔的工艺计原料组成（丁烯-丁烯、丁烯-1、碳五。用数字、、、、、、、分别代表ω8丙烷回收率为98.5%，异丁烷回收率为98%，则有：进GχGG1Gω1140001.93%

FχGχF1G1M1270.20028.05488 χF.χFχχ表格丁烯-塔顶物WD.1G1270.200WD2G298%1358.00098。8WD.3G35419.400

WD.4G43%2024.4001.5%40.488WD.5WD.6WD.7WD.88χ

WD.1WD.2WD.3WD.4WD.5WD.6WD.7270.2001337.6305419.40040.4887067.71888ωD.χWχDχWχD1WD.1M1270.20028.0549.6318Dχ

D1D2D3D4D5D6D79.63130.334128.7850.697χD.χDχxD.1D1D9.631169.447表格塔Ww.1Ww2G22%1358.0002%20.370Ww.3Ww.4G498.5%1983.912Ww.5G5877.800kg/hWw.6G61318.800kg/hWW.7G71775.200kg/hWW.8G8956.200kg/h8χ

Ww.1Ww.2Ww.3Ww.4Ww.5Ww.6Ww.720.3701983.912877.8001318.8001775.200956.2006932.28288ωw.χWχ塔底各组分的摩尔流率：WχWW.χW2Ww.2M220.37044.0970.4628W χ

W1W2W3W4W5W6W70.46234.13215.10223.50531.63913.253118.09388xw.χWχχ结果汇总操作温度和压强的确定根据烃类相平衡常数图和KiXi1进行试差得到冷凝器的压表格KiXiK0.003%塔顶温度和压再次利用

yi1K53℃K

1化工原理课程设计P54--石油化学工程P436——437表格 K塔底温度和压PP顶ΔP21.530576021.697又由烃类相平衡常数图和Kixi1试差得到塔底的温度，试表格K丁烯-4)进料温度和压P进

1

P顶P

2表格K烷烷-(Kixi)500204汇总结果如下表格温温ijχDi

ijij

1t1(11453)83.52P1(21.521.697)21.5992衡常数Ki，取最重组分碳五为对比组分j,得到相对挥发度： K j

K1K

4.40019.298得如下表格：2化工原理课程表格丁烯-K由于ijijijχFiij

1q,而泡点进料时q 1q0,对Θ3.136＜θ＜6.118ijij

0表格θ---由上表可知当Θ=3.798ijij

0.0000＜0.005，则ijχDi

χlχh lgχχ

hD lW11

χh分别为轻重关键组分的摩尔分率，αm为轻重关键在塔顶和塔底相对挥发度的几何平均值，即m根据表1-5和1-6查得：K2D K4D 则

0.868

2.000lh lh m

χl

χh

lgχχ 1 hD lW 0.39%m lgm

Nmin12.004111.004（不包括再沸器适宜回流比及理论塔板数的确 利

吉 的关联式：Y1154.5 X11117.2

X其中：YNNN

XRR3化工原理课程 石油炼制设计数据图表集（上、下册）5化工原理课程YN，对R1NR/Rmin作图。表格(R+1)N～R/Rm曲线数值计算RXYN图表R1N60.169R1.665Rmin1.6651.261理论板数为：N

60.169

19.409（不包括再沸器ET0.49(

μ

μLχiFt1(11453)83.52表格粘度μs粘度μs丁烯-μiXμLχiF1-9mlh)t83..51.970ET0.49(mμL)0.2450.49(1.970 )0.245

N

19.40922.897（不包括再沸器根据 WR hk) lk.W)2 N D RRχ

'NSNχlk分别为轻重关键组分的摩尔 χlk.W χhk.Fχhk.D

DW 118.093WR(hk)(lk.W)2 ) )2 FN F

D 169.447 RN'N'NRSR由上两式解得：N' 'RNN19.40922.8923

R

塔径的确精馏计以塔顶第一块板上的温度、压力计算，则t53Pi查文献得到各组分在53℃ρi1/度M7化学化工物性参数手册有机1ρL

表格丁烯-4Z查文献得各组分的临界压力PC1PC2PC3PC4PC5PC6PC7PC8PcmPciχiD4.568MParPr

21.51.01

Tc1 Tc2 Tc3 Tc5Tc8

Tc6 Tc7TcmTciχiD361.285KrTTr

0.9MMiχiD28.0545.68%44.09717.90%42.08176%58.124ρM

41.71121.50.78.314273.15

ρlρl其中CC 20δ10.739mN/mδ48.2549mN/m

δ2 δ3δmδiχiD mm9化工原理课程设计并依据C20计算计算C、Umax、U 计算表格如下表格MCUD10化学化工物性参数手册有机表格表格CU提馏计以塔底第一块板上的温度、压力计算，则t114P查文献得到各组分在114℃时的密度：ρi丁烯-度Lρ L

PC2PC3PC5PC83.374PC64PC7PcmPciχiw3.840MParPr

21.6971.01

Tc1 Tc2 Tc3 Tc5Tc8

Tc6 Tc7TcmTciχiW418.539KrTTr

表格丁烯-ZMMiχiwMVMXiwKiwρM

57.76621.6970.688.314273.15

ρlρl其中CC 20

δ2δ5

δ4δ6

δ7 δ8δmδiχiW mm并依据C20计算计算C、Umax、U0.7Umax计算表格如下：表格表格丁烯-CUD根据成本最低原则结合后面水力学计算设计，得出以下图表CU3.9塔顶冷凝根据书，查得各个组分对应的焓值（Kcal/Kg）11HV1H从而计算得到：QC(LD)(HV1-HLD)4.1867(R1)D(HV1-HLD)4.1867 .7冷却水用量P查得水的C=4.1795KJ/(Kg·℃)12P11石油炼制设计数据图表集（上、下册）压12 m C 4.1795表格.由全塔热量式即：FHF+QB=DHD+QC+WHW+QL假设表格热量乙丙丙异丁正丁异丁丁烯-混R数据DFW13化工原理课程设计指导书P63-表格焓气相焓液相.表格丁烯-烷烷烷所以计算得出Qb 蒸汽用量BBbmQB7.0813b

14 2、热量汇表格全塔热量平衡汇总℃————————————溢流装溢流型

第四章塔板设

33.458m3/h70m3/h73.081m3/h80m3/h堰w

0.7D0.714000.7D0.71600/D0.7810L7.918，查得k1.06LLw L 33.458how2.84 k lW

2.84 1.06

0.03168m31.68mml/D0.7810L12.386，查得kL Lw L 73.081how2.84 kl

2.84 1.081.120.04971m堰hW

W 因为lw/D0.7

/D0.143,

0.087815精馏段：Wd 200.2mmA0.0878π14002 提馏段：Wd A0.0878π16002 停留时τ3600AdHT/L36000.13510.45/33.4586.544sτ3600AdHT/L36000.17650.6/73.0815.217s受液降液管底采用凹液盘，一般底隙高度等于盘深，大塔大于40mm，How塔板布据化原课设指导书P72F-1型重阀浮阀，最小开度2.5mm，最大开度8.5mm，F-1型阀径精馏1400mm，提馏1600mm，采用分块式塔板，16根据化原课设附录七弓形浮阀的排列及开口率阀孔气0精馏段：u 0

uu0

空塔气

4457.796

4

开孔φuT100%0.0826100% φuT100%0.0571100%浮阀数精馏段：N

4 73.68，取 3600π0.03924d0提馏段：N 4 92.687，取 3600π0.03924d0区域划破沫区宽度和边缘区宽度精馏段：WS70mm,WC80mm，分布区=破沫区提馏段：WS100mm,WC80mm，分布区=破沫区鼓泡区面 πy 1x yAB2y

xD(b

2yD

1400802y y πy

1x

2AB2

xD(b

2yD

1600807202排间 距18化工原理课程设计指导书

N

394387.06871.368mm，由于各分块74撑与衔接要占去一部分鼓泡区故取140mm提馏段：t N

796845.186114.628mm，由于各分块的9375支撑与衔接要占去一部分鼓泡区故取130mm横向上浮阀排数精馏段nD(2b2Z1d0114002200.22703916.8617 nD2b2Z1do116002228.821003917.9498 精馏段o2u o20.785do

1.253m/s36000.7850.039285FOuo提馏段

1.253 8.668符合正常2uo0.785do2

1.0675m/s36000.7850.0392114FOuo1.0675 8.130符流体干板压力hc精馏段u h5.370V5.37 2 2 提馏段u h5.370V5.37 2 2 液层压力取充气系数ε00.5精馏段：

）0.5(0.050.03168)0.0408m克服表面张力压力2 23.77410-精馏段：hσHρlg0.00859.807443.5990.0002m2σ 22.64610-3提馏hσHρg0.00859.807430.159l塔板压精馏h(hhhρV0.1027443.599ρ ρ

21化工原理课程设计指导书提馏h（hhh）

0.1136430.159 符

4.42夹带量ZD2Wd14002200.2999.6mm(液相流程长AbAT2Ad .4 .5991 （液流面积AT K

CF1F100CV136LSZ1000.044213633.4580.99961Ab

1.26910.1142F 100 20.78ATKS 0.781.5391F1提馏段

F1，F2)F139.3ZD2Wd16002228.81142.4mm(液相流程长Ab

2Ad .374 （液流面积AT K

CF1F100CV136LSZ1000.0573613673.0811.14241AbK

1.65710.1182F 100 20.78ATKS 0.782.0101降液管内液面高度为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度精馏段ΨHThw0.545050 h 0.153 0.153

hb

36000.040.98HdhphLhd102.55981.68236.27HdΨHThw符合ΨHThw0.560050 h 0.153 0.153

hb

36000.041.120HdhphLhd113.65199.71269.33HdΨHThw符停留时间τ3600AdHT/L36000.13510.45/33.4586.544sτ3600AdHT/L36000.17650.6/73.0815.217s降液管中的流速AUdAd

0.0687m/s36000.135udmax10.17KSHTρL 7.98HTρLSMINud0.17ud0.7udmax0.70.170.119m/s符合Ud

0.1149m/s36000.1765udmax10.17KSHTρL 7.98HTρLSMINudud0.7udmax0.70.170.119m/s清液层高精馏hlhwhow25化工原理课程设计指导书提馏hlhwhow4.51夹带线因为Fl V 2.95

1.36ZL sb h V 2.95103KA sb h 降液管超负荷线以τ5s作为液相在降液管中停留时间的下限，由得27化工原理课程设计指导书τ3600AdHT精馏段：提馏段：

3600Adτ3600AdHτ

36000.13520.45536000.17650.65液相负荷下线

E 3600

W导出Lh3.07精馏Lh3.07lw3.070.980提馏Lh3.07lw3.071.1205过量泄漏线5

5计算，则u0 得出Vπd2N36005，即：V21.5 4 29化工原理课程设计指导书

21.521.5

21.521.5

淹塔线HdHThWρ 3600L23(H ) V00.153 h1εh h ρL2 lW

0

a0.0148N2

1.95210-wc lhw

l，d2.8410-31βb-cLh2b-cLh2-dLa2将有关的数据代入，Ψ0.5，β0.5a2.210110-7，bc1.270310-5，d2hV2791838.64657.479L219536.984Lha1.53610-7，bc9.72610-6，d2hV2 .31563.330L225720.8381Lh

所以

第五章塔体的筒体设计筒体材料及壁根据平均温度83.5℃，平均压力21.599atm，Q235-C钢，壁厚30mm33封头设塔顶封头据附录公称直径1400mm，得：曲面高度h1350mmh2 ，封头壁厚S35m，封头高度Hh1h23504039塔底封头曲面高度h1400m，直边高度h240mm，封头壁厚S35封头高Hh1h240040塔顶空间高度H32化原课设指导书33GB150-塔板间距HHT开有人孔的板间距H‘800mm的塔，采用人孔，人孔数目根据塔板安装方便和物料的程度而定。对于处理不需要经常的物8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常，则每隔4～6块塔板开一个人孔。因此，采用每隔9个塔450mm，设置人孔处板间距600mm。另外，塔底、塔顶各开1个人孔。进料板空间高度HHF塔底空间高度H留时间取5minV0.5hD4 73.08156041π1.60.80.4-0.50.04B LSτB

裙座的设HD30,选用圆筒形裙座；由于塔径为1200--2000mm需要开4个Φ50mmDg450mm的人孔。2个引出

（1600216）-0.410001232mmDbi(1600216）0.41000圆整之Dbi1400mm，Dbo塔体总高度THHDHBHFSH'NRHTNSHTHT1.22.51.020.690.45100.634化原课设指导书第六章接管的设计进料管管径d采用泵输送料液，取uF1.5m/s4π1.54π1.5圆整至89mm，壁厚 43600ρπd

回流管管径d回流用泵输送，可以取uR43.141.543.141.5圆整57mm，壁厚校核：u 4LR 3600ρπd2釜液出料管d根据经验值，取uw1.043.141.043.141.0圆整89mm，壁厚校核：u 4Lw 3600ρπd2塔顶蒸蒸汽出口管的直径d取塔顶蒸气流速uv35化原课设指导书P104-4525.28536004525.28536003.1410圆整159mm，壁厚校核：u 4VV 3600ρπd2取塔底至再沸器接管内液体流速uL1.543.14d43.14圆整377mm，壁厚4π（0.34-2

再沸器返塔连接管管径d取管内液体流速U

10m/s，气化率为e 1umuv10 360036003.144.082圆整219mm，壁厚校核：uum 第七章辅助设备选冷凝t145-2025℃，t253-4013tm

Δt1

ln( ln(A

表格Q水m℃℃KA表格校核3μCP4.174KJ/Kgλ0.610W/mKu

1.093m/ReduρμPrCpμλ管程给热系数

0.023λRe0.8Pr0.412486.58W/m2od36化原课设指导书附录九Aiπdinl3.1460.015372105.13mAoπdonl3.1460.019372133.16m Ao-Ai118.59m A oAiQαAt-t 34.899oii TtQ34.899

37.29oλ tTw2

37.295345.14oC2表格nN

9.552.08

ρ2gλ3γα00.725 n3dμΔt 得到α1031.323Wm2o查的管内污垢热阻R0.00015mC/W，壳程污垢热阻oi2OR m2C/WOK

δ

d0

715W/m2RO

Riλd

di A