石油化工技术课程设计（石油加工工程课程设计）

本文目录一览：

• 1、石油化工生产技术专业主要学什么，难吗？？
• 2、石油化工这个专业在大学期间都开设什么课程，每个课程都采用的是什么相关书籍呢？
• 3、化工设备与机械是个啥专业？
• 4、化工原理课程设计
• 5、化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程
• 6、化工原理课程设计 分离丙酮-水混合液的填料精馏塔 有满意答案，追加100分

石油化工生产技术专业主要学什么，难吗？？

业务培养要求：本专业学生主要学习有机化学、物理化学、化工原理、药物化学、毒理学、药理学、制药工艺学和制药专业设备等方面的基本理论和基本知识，受到化学与化工实验技能、工程实践、计算机应用、科学研究与工程设计方法的基本训练，具有对医药产品的生产、工程设计、新药的研制与开发的基本能力。 毕业生应获得以下几方面的知识和能力： 1.掌握化学制药、生物制药、中药制药、药物制剂技术与工程的基本理论、基本知识； 2.掌握药物生产装置工艺与设备设计方法； 3.具有对药品新资源、新产品、新工艺进行研究、开发和设计的初步能力； 4.熟悉国家关于化工与制药生产、设计、研究与开发、环境保护等方面的方针、政策和法规； 5.了解制药工程与制剂方面的理论前沿，了解新工艺、新技术与新设备的发展动态； 6.具有创新意识和独立获取新知识的能力。 主干学科：化学、化学工程与技术、生物工程 主要课程：有机化学、生物化学、物理化学、化工原理、制药工程、药物合成反应、药物化学、药理学、药剂学、天然药物化学、应用光谱解析、制药工艺学、药用高分子材料等 主要实践性教学环节：制药工程基础实验、认识实习、生产实习、课程设计、毕业论文或设计、计算机应用及上机。 主要专业实验：化学制药、中药制药为主的制药工程类实验等 修业年限：四年 授予学位：工学学士 相近专业：生物工程、化学工程与工艺 开设院校： 成都中医药大学 云南中医学院 河北科技大学 太原理工大学 辽宁中医学院 长春中医学院 佳木斯大学 哈尔滨商业大学 南京中医大学 安徽中医学院(五年) 江西中医学院 青岛化工学院 山东中医药大学 武汉化工学院 湖北中医学院 沈阳药科大学 中国药科大学 北京中医药大学 广州中医药大学 吉林大学 华东理工大学 合肥工业大学(五年) 山东大学 华南理工大学 西南师范大学 天津大学 四川大学 河北工业大学 南京工业大学 浙江工业大学 南京理工大学 吉林化工学院浙江大学 天津科技大学 天津商学院 齐齐哈尔大学 黑龙江中医药大学 东南大学 江苏理工大学 江苏石油化工学院 安徽理工大学 福州大学 山东轻工业学院 莱阳农学院 武汉理工 大学 湖北工业大学 湘潭大学 四川理工学院 西南民族大学 中央民族大学 黑龙江大学 淮阴工学院 浙江科技学院 台州学院 泰山医学院 湖南师范大学 岳阳师范学院 西南农业大学 贵州大学 云南大学 西安理工大学 陕西科技大学 西北师范大学等。

石油化工这个专业在大学期间都开设什么课程，每个课程都采用的是什么相关书籍呢？

大学计算机基础 计算机基本技能训练 高等数学A(一) 高等数学A(二) 线性代数 概率论与数理统计A 大学物理A(一) 大学物理A(二) 大学物理实验(一) 大学物理实验(二) 现代化工导论 大学英语(一)（二）（三）（四） 中国近现代史纲要 毛泽东思想和中国特色社会主义理论体系概论 马克思主义基本原理概论 思想道德修养与法律基础(一)（二） 体育(一)（二）（三）（四） 工程制图A 电工电子技术 计算机程序设计基础(C语言) 计算机绘图实习 电工电子实习 工程训练A 化工原理B 化学反应工程基础 分析化学 结构化学 无机化学(二) 物理化学A(一) 物理化学A(二) 有机化学A(一) 有机化学A(二) 无机化学(一) 仪器分析 基础化学实验(一) 基础化学实验(二) 基础化学实验(三) 基础化学实验(四) 基础化学实验(五) 我差不多把我的课表都给你了，每个大学都有自己的用书，这个不一定，而且一个大学，不同年份书也会变的，这个没法说，得看自己学校，希望能帮助你

化工设备与机械是个啥专业？

辽宁石化职业技术学院地处辽宁省锦州市，具有五十多年的办学历史，是由辽宁省教育厅与锦州石化公司共建的省属普通高等职业学校，是培养石化行业和区域经济需求的高等技术应用性人才的基地和辽宁省石油化工职教中心。

学院设石油化工系、应用化学系、机械技术系、自动化系、计算机系、应用外语系和基础部、体育教学部，开办石油化工生产技术、精细化学品合成技术、新型材料技术、工业分析与检测、环境保护与监测、化工机器检修技术、制冷与空调技术、计算机辅助设计（机械方向）、化工过程控制技术、工业电气化技术、应用电子技术、物业机电、计算机应用技术、计算机网络技术、计算机声像技术、多媒体应用技术、经贸外语（英）、商务日语、商务英语、商务文秘、国际贸易实务和证券投资等22个专业。

学院占地10．3万平方米，建筑面积9．8万平方米，活动场地3．1万平方米。基本设施有：教学楼1．8万平方米、实验（训）楼1．2万平方米、图书馆3100平方米、办公楼3900平方米、餐饮中心5200平方米、学生寝室楼1．4万平方米、大学生活动中心2800平方米。

化工原理课程设计

化工原理课程设计

题 目 乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目 录

设计任务书………………………………………………………………3

英文摘要前言……………………………………………………………4

前言………………………………………………………………………4

精馏塔优化设计…………………………………………………………5

精馏塔优化设计计算……………………………………………………5

设计计算结果总表………………………………………………………22

参考文献…………………………………………………………………23

课程设计心得……………………………………………………………23

精馏塔优化设计任务书

一、设计题目

乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计

二、设计条件

1．处理量： 15000 （吨/年）

2．料液浓度： 35 （wt%）

3．产品浓度： 93 （wt%）

4．易挥发组分回收率： 99%

5．每年实际生产时间：7200小时/年

6. 操作条件：①间接蒸汽加热石油化工技术课程设计；

②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；

三、设计任务

a) 流程的确定与说明；

b) 塔板和塔径计算；

c) 塔盘结构设计

i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；

ii. 流体力学验算；

iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它

i. 加热蒸汽消耗量；

ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计

（南华大学化学化工学院，湖南衡阳 421001）

摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。

关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。

（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）

Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.

Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

前 言

乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。

要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

浮阀塔与20世纪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。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

精馏塔优化设计计算

在常压连续浮阀精馏塔中精馏乙醇——水溶液，要求料液浓度为35%，产品浓度为93%，易挥发组分回收率99%。年生产能力15000吨/年

操作条件：①间接蒸汽加热

②塔顶压强：1.03atm（绝对压强）

③进料热状况：泡点进料

一 精馏流程的确定

乙醇——水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见图

二 塔的物料衡算

查阅文献，整理有关物性数据

⑴水和乙醇的物理性质

名称

分子式

相对分子质量

密度　

20℃

沸 点

101.33kPa

℃

比热容

(20℃)

Kg/(kg.℃)

黏度

(20℃)

mPa.s

导热系数

(20℃)

/(m.℃) 表面

张力

(20℃)

N/m

水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8

乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8

⑵常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表

常压下乙醇—水系统t—x—y数据如表1—6所示。

表1—6 乙醇—水系统t—x—y数据

沸点t/℃ 乙醇摩尔数/% 沸点t/℃ 乙醇摩尔数/%

气相 液相 气相 液相

99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44

99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78

99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22

99.5 0.12 1.57 80.1 48.92 64.70

99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28

99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29

98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71

97.65 0.79 8.76 78.95 68.92 74.69

95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93

91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26

87.9 7.41 39.16 78.4 79.82 81.83

85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91

83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40

82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41

乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18

25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力与乙醇浓度之间的关系为：

式中 σ——25℃时的乙醇和水的混合液的表面张力，N／m；

x——乙醇质量分数，％。

其石油化工技术课程设计他温度下的表面张力可利用下式求得

式中 σ1——温度为T1时的表面张力；N／m；

σ2——温度为T2时的表面张力；N／m；

TC——混合物的临界温度，TC＝∑xiTci ，K；

xi——组分i的摩尔分数；

TCi——组分i的临界温度， K。

料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

X==0.174

X==0.838

X==0.0039

平均摩尔质量

M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol

M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol

M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol

物料衡算

已知：F==74.83

总物料衡算 F=D+W=74.83

易挥发组分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174

联立以上二式得：

D=15.25kg/kmol

W=59.57kg/kmol

三 塔板数的确定

理论塔板数的求取

⑴根据乙醇——水气液平衡表1-6，作图

⑵求最小回流比Rmin和操作回流比

因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与平衡线相切,如图g点所示. 此时恒浓区出现在g点附近, 对应的回流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点a(,)向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求

作图可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45

由工艺条件决定 R=1.6R

故取操作回流比 R=2.32

⑶求理论板数

塔顶，进料，塔底条件下纯组分的饱和蒸气压

组分 饱和蒸气压/kpa

塔顶 进料 塔底

水 44.2 86.1 101.33

乙醇 101.3 188.5 220.0

①求平均相对挥发度

塔顶 ===2.29

进料 ==2.189

塔底 ==2.17

全塔平均相对挥发度为

===2.23

===2.17

②理论板数

由芬斯克方程式可知

N===7.96

且

由吉利兰图查的 即

解得 =14.2 （不包括再沸器）

③进料板

前已经查出 即

解得 N=6.42

故进料板为从塔顶往下的第7层理论板 即=7

总理论板层数 =14.2 （不包括再沸器）

进料板位置 =7

2、全塔效率

因为=0.17-0.616lg

根据塔顶、塔釜液组成，求塔的平均温度为，在该温度下进料液相平均粘计划经济为

=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336

=0.17-0.616lg0.336=0.462

3、实际塔板数

精馏段塔板数：

提馏段塔板数：

四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例：

操作压力为

塔顶压力： =1.04+103.3=104.34

若取每层塔板压强 =0.7

则进料板压力： =104.34+130.7=113.4kpa

精馏段平均操作压力 =kpa

2、温度

根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得

塔顶 =78.36

进料板=95.5

=

3、平均摩尔质量

⑴ 塔顶==0.838 =0.825

= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol

=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol

⑵ 进料板： = 0.445 =0.102

= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol

=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol

精馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

4、平均密度

⑴液相密度

=

塔顶： = =796.7

进料板上 由进料板液相组成 =0.102

=

=

=924.2

故精馏段平均液相密度=

⑵气相密度

=

5、液体表面张力

=

=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0

=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20

=

6、液体粘度

=

=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521

=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295

=

以提馏段为例

平均摩尔质量

塔釜 = 0.050 =0.0039

=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol

=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol

提馏段的平均摩尔质量

= kg/kmol

= kg/kmol

平均密度

塔釜，由塔釜液相组成 =0.0039

=0.01

=

∴ =961.5

故提馏段平均液相密度

=

⑵气相密度

==

五 精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63

== m

L=RD=2.3215.25=35.38

= m

六 提馏段气液负荷计算

V’=V=50.63

=0.382 m

L’=L+F=35.38+74.83=110.2

=0.0006 m

七 塔和塔板主要工艺尺寸计算

1塔径

首先考虑精馏段：

参考有关资料，初选板音距=0.45m

取板上液层高度=0.07m

故 -=0.45-0.07=0.38m

==0.0239

查图可得 =0.075

校核至物系表面张力为9.0mN/m时的C，即

C==0.075=0.064

=C=0.064=1.64 m/s

可取安全系数0.70，则

u=0.70=0.71.64=1.148 m/s

故 D==0.645 m

按标准，塔径圆整为0.7m，则空塔气速为0.975 m/s

2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

=(13-1)0.45=5.4m

提馏段有效高度为

=(20-1)0.45=8.55m

在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m

故精馏塔有效高度为:5.4+8.55+0.6=14.55m

3 溢流装置

采用单溢流、弓形降液管

⑴ 堰长

取堰长 =0.75D

=0.750.7=0.525m

⑵ 出口堰高

=

选用平直堰，堰上液层高度由下式计算

=

近似取E=1.03,则

=0.017

故 =0.07-0.017=0.053m

⑶ 降液管的宽度与降液管的面积

由查《化工设计手册》

得 =0.17,=0.08

故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031

停留时间 =39.9s (5s符合要求)

⑷ 降液管底隙高度

=-0.006=0.053-0.006=0.047m

塔板布置及浮阀数目击者及排列

取阀孔动能因子 =9

孔速 ===8.07m

浮阀数 n===39(个)

取无效区宽度 =0.06m

安定区宽度 =0.07m

开孔区面积

R==0.29m

x==0.16m

故 ==0.175m

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排

取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m

估算排间距h

h===0.06m

八 塔板流体力学校核

1、气相通过浮塔板的压力降，由下式

⑴ 干板阻力 ==0.027

⑵ 液层阻力 取充气系数数 =0.5,有

==0.50.07=0.035

⑶ 液体表面张力所造成阻力此项可以忽略不计。

故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：

=0.027+0.035=0.062m

常板压降

=0.062860.59.81=523.4(0.7K,符合设计要求)。

淹塔

为石油化工技术课程设计了防止淹塔现象了生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中

由前计算知 =0.061m,按下式计算

=0.153=0.153=0.00002m

板上液层高度 =0.07m,得：

=0.062+0.07+0.00002=0.132m

取=0.5,板间距今为0.45m,=0.053m,有

=0.5(0.45+0.053)=0.252m

由此可见：，符合要求。

雾沫夹带

由下式可知 0.1kg液/kg气

===0.069

浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。

泛点率=100%

=D-2=0.7-20.12=0.46

=-2=0.3875-20.031=0.325

式中——板上液体流经长度，m;

——板上液流面积，；

——泛点负荷系数，取0.126;

K——特性系数，取1.0.

泛点率=

=36.2% (80%,符合要求)

九 塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线

按泛点率=80%计

100%=80%

将上式整理得

0.039+0.626=0.0328

与分别取值获得一条直线，数据如下表。

0.00035 0.00085

0.835 0.827

2、泛液线

通过式以及式得

=

由此确定液泛线方程。

=

简化上式得关系如下

计算数据如下表。

0.00035 0.00055 0.00065 0.00085

0.8215 0.8139 0.8105 0.8040

3、液相负荷上限线

求出上限液体流量值（常数）

以降液管内停留时间=5s

则

4、漏夜线

对于型重阀，由，计算得

则

5、液相负荷下限线

去堰上液层高度=0.006m

根据计算式求的下限值

取E=1.03

经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。如图

由塔板负荷性能图可以看出：

① 在任务规定的气液负荷下的操作点

P（0.00083，0.630）（设计点），处在适宜的操作区内。

② 塔板的气相负荷上限完全有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③ 按固定的液气比，即气相上限=0.630 ，气相下限=0.209 ，求出操作弹性K，即

K==3.01

十 精馏塔的主要附属设备

1 冷凝器

（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器

冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。

（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量

热流体为78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流体为20℃的水

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s

Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s

Q=qm2r2=775000 qm2=91800

∴ qm2=0.12 kg/s

传热面积：

A=

==21.2

K取700W·m-2/℃

∴ A=

2 再沸器

（1）再沸器的选择：釜式再沸器

对直径较大的塔，一般将再沸器置于踏外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。釜式再沸器的优点是气化率高，可大80%以上。

（2）加热蒸汽消耗量

Q=qm1r1 Q=qm2r2

Q—单位时间内的传热量，J/s或W；

qm1, qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;

r1 ,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kg

∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s

∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1

∴ 蒸汽消耗量qm1为0.254 kg/s

表 浮阀塔板工艺设计计算结果

序号 项目 数值

1 平均温度tm，℃ 86.93

2 平均压力Pm，kPa 108.89

3 液相流量LS，m3/s 0.00035

4 气相流量VS，m3/s 0.375

5 实际塔板数 33

6 塔径，m 0.70

7 板间距,m 0.45

8 溢流形式 单溢流

9 堰长，m 0.525

10 堰高，m 0.053

11 板上液层高度，m 0.07

12 堰上液层高度，m 0.047

13 安定区宽度，m 0.07

14 无效区宽度，m 0.06

15 开孔区面积，m2 0.175

16 阀孔直径，m 0.039

17 浮阀数 39

18 孔中心距，m 0.075

19 开孔率 0.147

20 空塔气速，m/s 0.8

21 阀孔气速，m/s 8.07

22 每层塔板压降，Pa 700

23 液沫夹带，（kg液/kg气） 0.069

24 气相负荷上限，m3/s 0.00356

25 液相负荷上限，m3/s 0.00028

26 操作弹性 3.01

参考文献

[1]陈英男、刘玉兰.常用华工单元设备的设计[M].上海：华东理工大学出版社，2005、4

[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，2001、5

[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8

[4]路秀林、王者相.塔设备[M].北京：化学工业出版社，2004、1

[5]王明辉.化工单元过程课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002、6

[6]夏清、陈常贵.化工原理（上册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1

[7]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1

[8]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7

[9]刘光启、马连湘.化学化工物性参数手册[M].北京：化学工业出版社，2002

[10]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，2002

课程设计心得

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性，更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计，对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计，不仅让我将所学的知识应用到实际中，而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下，及时的按要求完成了设计任务，通过这次课程设计，使我获得了很多重要的知识，同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

化工原理管壳式换热器的课程设计！！！100分要具体过程

这只是个模板石油化工技术课程设计，石油化工技术课程设计你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。不明白的问我。qq83229427

一．设计任务和设计条件

某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃ ，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。

物性特征：

混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：

密度

定压比热容 =3.297kj/kg℃

热导率 =0.0279w/m

粘度

循环水在34℃ 下的物性数据：

密度 =994.3㎏/m3

定压比热容 =4.174kj/kg℃

热导率 =0.624w/m℃

粘度

二． 确定设计方案

1． 选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。

2． 管程安排

从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。

三． 确定物性数据

定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为

T= =85℃

管程流体的定性温度为

t= ℃

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。

混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：

密度

定压比热容 =3.297kj/kg℃

热导率 =0.0279w/m

粘度 =1.5×10-5Pas

循环水在34℃ 下的物性数据：

密度 =994.3㎏/m3

定压比热容 =4.174kj/kg℃

热导率 =0.624w/m℃

粘度 =0.742×10-3Pas

四． 估算传热面积

1． 热流量

Q1=

=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw

2.平均传热温差 先按照纯逆流计算，得

=

3.传热面积 由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为

Ap=

4.冷却水用量 m= =

五． 工艺结构尺寸

1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。

2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数

Ns=

按单程管计算，所需的传热管长度为

L=

按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l=7m，则该换热器的管程数为

Np=

传热管总根数 Nt=612×2=1224

3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=

P=

按单壳程，双管程结构，查图3-9得

平均传热温差 ℃

由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。

4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见图3-13。

取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜

隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算

S=t/2+6=32/2+6=22㎜

各程相邻管的管心距为44㎜。

管数的分成方法，每程各有传热管612根，其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取。

5．壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为

D=1.05t

按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm

6．折流板 采用弓形折流板，去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为

H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm

取折流板间距B=0.3D，则 B=0.3×1400=420mm，可取B为450mm。

折流板数目NB=

折流板圆缺面水平装配，见图3-15。

7．其他附件

拉杆数量与直径按表3-9选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10。

壳程入口处，应设置防冲挡板，如图3-17所示。

8．接管

壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为

圆整后可取管内径为300mm。

管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为

圆整后去管内径为360mm

六． 换热器核算

1． 热流量核算

（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见式（3-22）

当量直径，依式（3-23b）得

=

壳程流通截面积，依式3-25 得

壳程流体流速及其雷诺数分别为

普朗特数

粘度校正

（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有

管程流体流通截面积

管程流体流速

普朗特数

（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10，可取

管外侧污垢热阻

管内侧污垢热阻

管壁热阻按式3-34计算，依表3-14，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m•K)。所以

（4） 传热系数 依式3-21有

（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为

该换热器的实际传热面积为Ap

该换热器的面积裕度为

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2． 壁温计算

因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式3-42计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应该按最不利的操作条件考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。于是，按式4-42有

式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为

0.4×39+0.6×15=24.6℃

(110+60)/2=85℃

5887w/㎡•k

925.5w/㎡•k

传热管平均壁温

℃

壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。

该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。

3．换热器内流体的流动阻力

（1）管程流体阻力

, ,

由Re=35002，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图得 ，流速u=1.306m/s,

,所以，

管程流体阻力在允许范围之内。

（2）壳程阻力 按式计算

, ,

流体流经管束的阻力

F=0.5

0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa

流体流过折流板缺口的阻力

, B=0.45m , D=1.4m

Pa

总阻力

75468+43218=1.19× Pa

由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。

（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：

参数 管程 壳程

流率 898560 227301

进/出口温度/℃ 29/39 110/60

压力/MPa 0.4 6.9

物性 定性温度/℃ 34 85

密度/（kg/m3） 994.3 90

定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297

粘度/（Pa•s） 0.742×

1.5×

热导率（W/m•k） 0.624 0.0279

普朗特数 4.96 1.773

设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1

壳体内径/㎜ 1400 台数 1

管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32

管长/㎜ 7000 管子排列 △

管数目/根 1224 折流板数/个 14

传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450

管程数 2 材质 碳钢

主要计算结果

管程 壳程

流速/（m/s） 1.306 4.9

表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5

污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004

阻力/ MPa 0.04325 0.119

热流量/KW 10417

传热温差/K 48.3

传热系数/[W/（㎡•K）] 400

裕度/% 24.9%

七． 参考文献：

1． 刘积文主编，石油化工设备及制造概论，哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社，1989年。

2． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式

3． GB150——98钢制压力容器

4． 机械工程学会焊接学会编，焊接手册，第3卷，焊接结构，北京；机械工业出版社 1992年。

5． 杜礼辰等编，工程焊接手册，北京，原子能出版社，1980

6． 化工部六院编，化工设备技术图样要求，化学工业设备设计中心站，1991年。

化工原理课程设计 分离丙酮-水混合液的填料精馏塔 有满意答案，追加100分

毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计

函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx

学生： xx 指导教师：

1．设计（论文）的主要任务及目标

塔设计计算：

a塔工艺计算（物料和能量衡算）

b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算

⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算

⑷ 相关辅助设备选型与计算

⑸ 设计结果及分析讨论

2．设计（论文）的基本要求和内容

⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。

⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。

⑶ 计算过程细化、符合规范要求。

⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。

3．主要参考文献

⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版

⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版

⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1

关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试差

目 录

前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）

第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）

第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）

第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）

第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第2.1节 反应机理及影响因素分析

第2.2节 物料平衡

第2.3节 能量平衡

第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）

第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）

第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）

第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）

第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）

第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）

第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）

第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）

第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）

参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）

符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）

附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）

前言

本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。

通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。

第1章 精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。

第1.1节 操作压力

精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节 进料状态

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。

泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

第1．3节 采用强制回流（冷回流）

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。

第1．4节 塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。

第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。

第1．6节 流程说明

由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。

本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。

烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。

本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。

精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。

第1.7节 筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：

（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；

（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；

（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；

（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。

筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第1.8节 生产性质及用途

1.8.1 苯的性质及用途

苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。

表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）

项目 指标

特级 一级 二级 三级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/kg/m3

沸程/℃

大气压下（80.1℃）

酸洗比色

溴价/(g/100mL)

结晶点/℃

二硫化碳/(gBr/100mL)

噻吩/(g/100mL) 876~880

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质

甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。

表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）

项目 指标

特级 一级 二级

外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色

密度（20℃）/(kg/m3)

沸程/℃

大气压下（110.6℃）

酸洗比色

溴价/（gBr/100mL） 863~868

中性实验 中性

水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

第1.9 安全与环保

1.9.1 安全注意事项

苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。

（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。

（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。

（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。

（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。

（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。

（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。

（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。

1.9.2 环境保护

认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：

（1）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。

（2）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，防止挥发污染大气环境。

（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。

定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。

第2章 烯烃加氢饱和单元分析

2.1 反应机理及影响因素分析

（1）反应机理

单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2

双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2

环烯烃

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。

(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素

烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。

①原料性质

加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。

②反应温度

反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。

在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。

根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。

③反应压力

当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。

④氢油比

所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。

⑤空速

空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。

2.2 物料平衡

表2-1烯烃加氢反应单元物料数据 单位：吨/日

入 方 出 方

原料油 43.2 精馏进料 42.32

氢气 0.52 损失 1.40

合计 43.72 合计 43.72

2.3 能量平衡（以加热炉为例）

2.3.1 原料进出加热炉数据

原料进出加热炉数据见表2-2。

表2-2 原料进出加热炉数据

入 方（80℃） 出 方（160℃）

单位

项目 组成 数据 焓值 热量 单位

项目 组成 数据 焓值 热量

m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal

原

料

油 苯 0.7 130 16.38 原

料

油 苯 0.7 154 19.40

甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532

烯烃 烯烃

氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362

合计 24.462 合计 30.294

注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。

2.3.2 加热炉热平衡

由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.

加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。

表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表

　 成份组成 体积热值 分析数据 焓值

1 氢气 2650 44.91 1190.115

2 氧气 0 11.73 0

3 氮气 0 40.56 0

4 二氧化碳 　 0.02 0

5 一氧化碳 3018 0 0

6 甲烷 8529 1.61 137.3169

7 乙烷 15186 0.48 72.8928

8 乙烯 14204 0.42 59.6568

9 丙烷 21742 0.05 10.871

10 丙烯 20638 0.07 14.4466

11 异丁烷 26100 0.03 7.83

12 正丁烷 28281 0.03 8.4843

13 正丁烯 27160 0.02 5.432

14 异丁烯 27160 0.01 2.716

15 反丁烯 27160 0.02 5.432

16 顺丁烯 27160 0.01 2.716

17 碳五以上 34818 0.03 10.4454

　 合计 　 100 1528.3548

第七章 参考文献

1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版

2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版

3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月

4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版

5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版

6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版

7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版

8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版

9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版

10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版

11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版

12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版

符号说明

A换热面积m2

Aa 　鼓泡区面积　m2

Af　 　降液管横截面积m2

An　 　有效传质区面积m2

Ao 　筛孔面积m2

AT　塔横截面积　m2

A 质量分率-

C 负荷系数-

CP 　比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)

D　 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)

Dg　 公称直径m

DT　塔径　m

D 　管内径　 mm

d1　 　 管外径　 　mm

do 孔径 mm

dm 　 管平均直径mm

E 　液流收缩系数　-

ET全塔板效率-

ev　 雾沫夹带量　Kg液体/Kg气体

F 　进料流率 　Kmol/h(Kg/h)

H　 　 塔高　m

HL板上清夜层高度mm

HT板间距 　m

Hd　降液管内清夜层高度　m

HD　塔顶空间高度 m

HB　塔底空间高度　 m

hd 气体通过干板压降m

ho 　降液管下沿到塔板间距离m

how　 溢流堰上液头高 m

hp　 　气体通过塔扳压降m

hr 　液体通过降液管的压降　m

hw 溢流堰高度m

hσ　液体表面张力引起的压降　m

Ko 　以内壁为基准的总传热系数　Kcal/m2．H．oC

K　稳定系数

L 液体流量　 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

lW溢流堰堰长　

ms 冷却剂质量流量 Kg/h

N 实际塔板数 -

NT 理论塔板数 -

Nt 换热器总管数 -

N 开孔数

Q 换热器热负荷 W

R 回流比 -

Rmim 最小回流比 -

Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal

r 气化潜热 KJ/Kg

Tc 临界温度 K

T 孔间距 mm

Tp 板厚度 mm

ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s

uf 液泛气速 m/s

un 空塔气速 m/s

uo 以筛孔面积为基准的气速 m/s

uow 漏液点气速 m/s

V 塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)

W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)

Wc 边缘区宽度 m(mm)

Wd 降液管宽度 m(mm)

Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)

Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)

X 液相摩尔分率 -

Y 气相摩尔分率 -

A 相对挥发度 -

Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC

β 充气系数 -

σ 表面张力 dyn/cm2

ρL 液相密度 Kg/m3

ρv(g) 气相密度 Kg/m3

μ 粘度 Cp

开孔率 -

Ф 装料系数 -

τ 停留时间 s

λ