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目录 1
第一章 课程设计任务书 4
第二章 引用文献及参考资料 5
第三章 工艺计算 6
3.1流程简图 6
3.2．进料条件及产品要求 7
3.3物料衡算 7
3.3.1摩尔流率 7
3.3.2质量流率 7
3.2.3物料衡算总表 8
3.2.4本节符号说明 8
3.4操作条件确定 9
3.4.1塔顶 9
3.4.2 塔底 10
3.4.3 进料 10
3.4.4操作条件汇总表 11
3.4.5本节符号说明 11
3.5适宜回流比的选取 12
3.5.1简捷法确定最优R/Rmin 12
3.5.2图解法求理论板数 14
3.5.3逐板计算求理论板数 15
3.5.4进料条件分析 16
3.5.5实际板数的计算 16
3.5.6压力的校核 17
3.5.7回流比及板数汇总 17
3.5..8 本节符号说明 17
3.6热量衡算 18
3.6.1不同温度组成下的摩尔热焓 18
3.6.2冷热回流比的换算 19
3.6.3全凝器热负荷 19
3.6.4再沸器热负荷 19
3.6.5全塔热量衡算 19
3.6.6热量衡算总表 20
3.6.6 本节符号说明 20
第四章 塔板设计 21
4.1塔径设计 21
4.1.1物性参数 21
4.1.2汽液相负荷 22
4.1.3最大气速 wmax 的确定 22
4.1.4塔径的确定 23
4.1.5塔径设计结果汇总 24
4.1.6本节符号说明 24
4.2塔板设计 25
4.2.1典型截面的选取 25
4.2.2溢流形式 25
4.2.3降液管设计 25
4.2.4溢流堰设计 25
4.2.5受液盘设计 25
4.2.6鼓泡区设计 26
4.2.7塔板布置 28
4.2.7 浮阀的布置 29
4.2.7塔板设计结果总表 29
4.2.8本节符号说明 30
4.3塔板水力学校核 31
4.3.1塔板压降 31
4.3.2降液管液层高 33
4.3.3降液管停留时间及流速 34
4.3.4雾沫夹带 35
4.3.5 泄漏 36
4.3.6塔板负荷性能图 37
4.3.7塔板水力学校核结果 42
第五章 机械设计及辅助设备 43
5.1塔体设计 43
5.1.1 筒体 43
5.1.2 封头 43
5.1.3 人孔和手孔 43
5.1.4 塔高 43
5.2接管设计 44
5.2.1塔顶蒸汽出口管 44
5.2.2回流管 44
5.2.3进料管 44
5.2.4塔底出料管 45
5.2.5塔底至再沸器接管 46
5.2.6再沸器返塔蒸汽管 46
5.2.7接管设计汇总表 46
5.3辅助设备的选取 47
5.3.1回流泵 47
5.3.2冷凝器 47
5.3.3冷却器 51
5.3.4再沸器 52
第六章 计算结果汇总表 54
6.1工艺计算结果汇总表 54
6.2塔设备设计结果汇总表 55
6.3塔板水力学校核汇总表 56
6.1 辅助设备的选取与核算汇总表 56
第七章 Aspen Plus 辅助设计 57
7.1DSTWU 模块简捷计算 57
7.2RadFrac 模块严格计算 57
7.3Tray Rating 取各板流量及物性数据 57
7.4降液管指标的全塔负荷性能图分析及改造 58
7.4.1降液管停留时间 58
7.4.2降液管入口流速 59
7.4.3降液管出口流速 59
7.4.4降液管液泛 59
7.5塔板指标的全塔负荷性能图分析及改造 61
7.5.1雾沫夹带 61
7.5.2 泄漏 61
7.5.3喷射液泛 62
7.5.4塔板操作弹性分析 62
7.5.5塔板压降 64
第八章 结果分析与讨论 65
8.1工艺计算部分 65
8.2塔设备设计及水力学校核部分 65
8.3Aspen Plus 辅助计算 65
8.4 总结 65
致谢 66
3.1流程简图
第三章 工艺计算
图 3.1.1 工艺流程简图
F1—进料质量流率 kg/h
D—塔顶产品摩尔流率 kmol/h
W—塔底产品摩尔流率 kmol/h
x1—进料质量分率
xD—塔顶产品摩尔分数
3.2．进料条件及产品要求
表 3.2.1 进料及产品要求
项目 F D W
流率 20t/h 待定 待定
进料组成 0.35（质） — —
进料液相分率 0.06 — —
产品要求 — 0.97(mol) 0.05(mol)
3.3物料衡算
3.3.1摩尔流率
进料 F1=20t/h x1=0.35
F 20x0.35
78.11
20x0.65
92.14
230.707kmol/h
xF
0.35 / 78.11
0.35 / 78.11 0.65 / 92.14
0.3884
塔顶 xD=0.97
塔底 xW=0.05
F
衡算
D W
FxF
DxD WxW
带入数据得
D
84.860
kmol/h
3.3.2质量流率
W 145.847kmol/h
进料 F=20000kg/h xF1=0.35
塔顶 D=84.86x（78.11x0.97+92.14x0.03）
=6664.135kg/h
xD1
0.97x78.11
0.97x78.11 0.03x92.14
0.9648
塔底 W=145.847x（78.11x0.97+92.14x0.03）
=13336.036kg/h
3.2.3物料衡算总表
xw1
0.05x78.11
0.05x78.11 0.95x92.14
表 3.2.2 物料衡算总表
0.0427
项目 F D W
苯 kmol/h 89.607 82.314 7.292
甲苯 kmol/h 141.100 2.546 138.555
总流率 kmol/h 230.707 84.860 145.847
摩尔分数 0.3884 0.97 0.05
苯 kg/h 7000 6429.547 569.578
甲苯 kg/h 13000 234.588 12766.458
总流率 kg/h 20000 6664.135 13336.036
质量分数 0.35 0.9648 0.0427
3.2.4本节符号说明
F—进料摩尔流率 kmol/h xF—进料摩尔分数（含苯）
D—塔顶产品摩尔流率 kmol/h xD—塔顶产品摩尔分数（含苯）
W—塔底产品摩尔流率 kmol/h xW—塔底产品摩尔分数（含苯）
F1—塔顶产品摩尔流率 kg/h xF1—进料质量分数（含苯）
D1—塔顶产品摩尔流率 kg/h xD1—塔顶产品质量分数（含苯）
W1—塔顶产品摩尔流率 kg/h xW1—塔底产品质量分数（含苯） e —气化率
3.4操作条件确定
3.4.1塔顶
冷却剂温度 t1=30℃
回流罐温度 t=30+15=45℃
苯的 Antoine 方程[1]
甲苯的 Antoine 方程[1]
lgP0
lgP0
6.89740
6.95334
1206.350
t 220.237
1343.943
t 219.377
计算 t=45℃时 𝑃0=29.79Kpa
𝑃0=9.88 Kpa
𝑃1 =𝑃0x1+𝑃0（1 − 𝑥1）
罐 1 2
=0.97x29.79+0.03x9.88
=29.18Kpa<1atm
先考虑常压操作，回流罐上方接通大气，回流为过冷回流。采用常压操作是处于以下三个方面的考虑：
（1）如采用减压操作，需要增设抽真空系统，增加设备投资和操作费用，这在经济上是不划算的。
（2）与减压操作相比采用常压操作泡露点温度升高，塔内温度升高，但分离物质非热敏，易结焦物质，因此温度升高不会导致分离不能进行。
（3）过冷回流在第一块塔板上换热，温度会迅速升至分离所需温度，不会影响分离，所以采用过冷回流在工艺上是可行的。
因此，采用常压操作及过冷回流在工艺上是可行的，在经济上是合理的。
所以 𝑃罐 = 1atm = 101.3Kpa
𝑃顶= 1.15atm=116.50Kpa
