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化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计

前言

化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。

化工原理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，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。

本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。

【精馏塔设计任务书】

一设计题目

精馏塔及其主要附属设备设计

二工艺条件

生产能力：10吨每小时（料液）

年工作日：自定

原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）

产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳

操作压力：塔顶压强为常压

进料温度：58℃

进料状况：自定

加热方式：直接蒸汽加热

回流比：自选

三设计内容

1 确定精馏装置流程;

2 工艺参数的确定

基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。

3主要设备的工艺尺寸计算

板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。

4流体力学计算

流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

5 主要附属设备设计计算及选型

四设计结果总汇

将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。

五参考文献

列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。

流程的设计及说明

图1 板式精馏塔的工艺流程简图

工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。

【已知参数】:

主要基础数据:

表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质

项目分子式分子量沸点(℃) 密度3

/g cm

二硫化碳

CS76 46.5 1.260

1.595

四氯化碳4

CCl154 76.8

表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)

温度℃46.5 58 76.5

二硫化碳28.5 26.8 24.5

四氯化碳23.6 22.2 20.2

表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据

液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳

摩尔分率y

液相中二硫化碳

摩尔分率x

气相中二硫化碳

摩尔分率y

0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0

0.0823

0.1555

0.2660

0.3325

0.4950

0.3908

0.5318

0.6630

0.7574

0.8604

1.0

0.6340

0.7470

0.8290

0.8790

0.9320

1.0

【设计计算】

一、精馏流程的确定

二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。

二、塔的物料衡算

(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率

0.3476

0.2030.3476(10.34)154

F a ?=

=?+-?

0.9776

0.941

0.9776(10.97)154

D a ?=

=?+-?0.0576

0.02350.0576(10.05)154

W a ?=

=?+-?

（二）、平均分子量

0.3476(10.34)154127.480.9776(10.97)15478.340.0576(10.05)154150.1

F D W M M M =?+-?==?+-?==?+-?= （三）、物料衡算每小时处理摩尔量1000010000

78.44/127.48

F F kmol h M === 总物料衡算

D W F +=

易挥发组分物料衡算

0.970.050.34D W F +=

联立以上三式可得：

24.75/53.70/78.44/D kmol h W kmol h F kmol h ===

三、塔板数的确定

（一）理论板N T 的求法用图解法求理论板

（1）根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x 图,如图2所示（2）进料热状况参数 q

10.661540.85(76.858)0.05830.34763390.66154188kmol q =

???-==??+??变为饱和蒸汽所需要的能量

原料液千摩尔汽化热

（3） q 线方程

10.056310.34

110.058310.05831

0.06190.3610F q y x x x q q x =

-=-?----=-+

图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板

（4）最小回流比min R 及操作回流比R 依公式min 0.970.35

3.1630.350.154

D q q q

x y R y x --=

=--

取操作回流比min 1.5 1.5 3.163 4.744R R ==?= 精馏段操作线方程

4.7440.970.8260.16911 4.7441 4.7441

D X R y x x x R R =

+=+=+++++ 按常规M,T ，在图(1)上作图解得：

(9.51)T N =-层（不包括塔釜）

，其中精馏段为5层，提馏段为3.5层. 图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板

(二) 全塔效率T E

0.170.616lg T m E μ=-

塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度m μ

0.340.660.330.30.660.68 1.428m A B μμμ=+=?+?=

故:0.170.616lg1.4280.43T E =-= (三) 实际板数N

精馏段:5/11.6(12T N E ==精层取层) 提馏段: 3.5/8.13T N E ==提层(取9层)

四：塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m

塔顶压强P D =4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压降△P=1.0kPa 则：进料板压强：P F =105.3+10?1.0=113.7kPa 塔釜压强：P w =105.3+9?0.7=121.3kPa

精馏段平均操作压强：P m =

105.3113.7

+=109.5 kPa

提馏段平均操作压强：P ′m = 114.3121.3

+=116.8kPa.

(二) 操作温度的计算

近似取塔顶温度为46.5℃,进料温度为58℃,塔釜温度为76℃

精馏段平均温度()46.558

52.2522VD F m t t t ++==精=℃ 提馏段平均温度()

5876.567.2522

W F m t t t ++===提℃

(三) 平均摩尔质量计算

塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927

VDm 0.9776(10.97)15484.96/M kg kmol

=?+-?=

LDm 0.92776(10.927)15475.07/M kg kmol =?+-?=；

进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： y F =0.582 x F =0.388； VFm 0.58276(10.582)15498.98/M kg kmol =?+-?=；

L F m 0.38876(10.388)154123.74/

M k g k m o l =?

+-?=；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.05 '1x =0.127

VWm 0.05764(10.05)154150.1/M kg kmol =?+-?= LWm 0.12776(10.127)154144.1/M kg kmol =?+-?=

精馏段平均摩尔质量：

Vm()(84.9698.98)291.97/M kg kmol =+=精； Lm((75.07123.74)299.405/M kg kmol =+=精)；

提馏段平均摩尔质量：

'Vm()(98.98150.1)2124.54/M kg kmol =+=提； 'Lm()(123.74144.1)2133.92/M kg kmol =+=提；

（四) 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：

①塔顶部分依下式：

1A B

Lm LA LB

ααρρρ=

（α为质量分率）；其中A α=0.941,B α=0.059；

即：30.9410.059

11275.2/12601295

Lm Lm kg m ρρ=

+?=； ②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.34 得AF α=0.203； 30.20310.203

11513.3/12601595

LFm LFm kg m ρρ-=

+?=； ③塔釜处液相组成：由x W =0.05 得AW α=0.0253；

30.025310.025311636.3/12601595

LWm LWm kg m ρρ-=

+?=；故精馏段平均液相密度：

3L ()(753.4867.9)2810.7/m kg m ρ=+=精；

提馏段的平均液相密度：

3L ()(1636.31513.3)21574.8/m kg m ρ=+=提；

2、气相密度Vm ρ：

① 精馏段的平均气相密度

Vm()

3Vm()p 109.591.97

3.78/8.314(52.2523.1)

m M kg m RT

ρ?=

=?+精精

② 提馏段的平均气相密度

Vm()

3Vm()p 116.8124.54

5.14/8.314(67.25273.1)

m M kg m RT

ρ?=

=?+‘提提

（五）液体平均表面张力 m σ的计算

液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1

i i

i x σμ

∑

①塔顶液相平均表面张力的计算由D t =45.5℃查手册得：

A 28.5/mN m σ=； 23.6/

B m

N m σ=；

LDm 0.9728.50.0323.628.35/mN m σ=?+?=； ② 进料液相平均表面张力的计算由F t =58℃查手册得： A 26.8/mN m σ=； 22.2/B mN m σ=；

LDm 0.3426.8(10.34)22.223.76/mN m σ=?+-?=； ③ 塔釜液相平均表面张力的计算由W t =97.33℃查手册得： A 24.5/mN m σ=； 20.2/B mN m σ=

LWm 0.0524.5(10.05)20.220.42/mN m σ=?+-?=；

则：

精馏段液相平均表面张力为：

m()/mN m σ=精(20.17+51.24)2=35.71

提馏段液相平均表面张力为：

m()(23.7620.42)222.09/mN m σ=+=提

（六）液体平均粘度的计算Lm μ

液相平均粘度依下式计算，即Lm i

x μμ

∑；

塔顶液相平均粘度的计算，由由D t =46.5℃查手册得：

0.33A mPa s μ= ； 0.71B m

P a s μ= ； 0.970.330.030.710.414LDm mPa s μ=?+?= ；进料板液相平均粘度的计算：由F t =58℃手册得：

0.28A mPa s μ= ； 0.64B m

P a s μ= ； 0.340.280.660.640.5176LFm mPa s μ=?+?= ；

塔釜液相平均粘度的计算：由W t =76.8℃查手册得：

0.25A mPa s μ= ； 0.51B m

P a s μ= ； 0.050.250.950.510.497LWm mPa s μ=?+?= ；五、精馏塔气液负荷计算

精馏段：V=(R+1) 'D =(4.7441)24.75142.11/kmol h +?= ()3Vm()142.1191.97

1.04m /36003600 3.78

Vm s VM V s ρ?=

=?精精

L=RD= 4.74424.74117.37k m o l h

?= ()3Lm()

117.3799.405

0.0023m /360036001394.3

Lm s LM L s ρ?=

=?精精

L h =3600?0.0023=8.283m /h 提馏段：'142.11V V kmol ==； ()

'()'3Vm()

142.11124.54

0.956m /36003600 5.14

Vm s V M V

s ρ?=

=?提提提；

L=L+F=117.37+78.44=195.81kmol/h ；

()

3Lm()

195.81133.92

0.00277m /360036001574.8

Lm s LM L s ρ?=

=?提提；

L 36000.002779.98m /h h =?=；

六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

（一）塔径 D 参考下表初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度

H L =0.07m 故： ①精馏段：

H T -h L =0.40-0.07=0.3

220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78

s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式 0.20.2

2026.06(

)0.078(

)0.073320

C C σ

===；

m a x 78

0.07 1.496/u m s === 取安全系数为0.7，则： u=0.7?max u =0.7?2.14=1.047m/s

故： 1.265D m =

==；按标准，塔径圆整为1.４m,

则空塔气速为22

44 1.04

0.78/1.3s V u m s D ππ?===? 塔的横截面积2221.40.63644

T A D m ππ

===

②提馏段：

''22''0.002771574.8

()()(

)()0.05070.956 5.14

s L s V L V ρρ==；查图 20C =0.068；依公式：0.2

0.2

2022.09(

)0.0680.069420

20C C σ

==?= ?

；

max

1.213/u m s ===

取安全系数为0.70，

'max 0.70.7 1.2130.849/u u m s =?=?=；

' 1.20D m =

==；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精

馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m 塔的横截面积:''2221.4 1.3274

T A D m π

空塔气速为22

440.956

'0.720/1.3

s V u m s D ππ?===? 板间距取0.4m 合适

（二）溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。

各计算如下： ①精馏段：

1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =?=；

2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.5

8.28

10.480.91h w L l m ==查手册知：

E 为1.03 依下式得堰上液高度：

2.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ????==?= ?

???

故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-= 3、降液管宽度d W 与降液管面积f A

有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A == 故：d W =0.14D=0.14 ?1.3=0.182m

2220.08

0.08 1.30.10624

f A D m π

==?

()0.10620.4

18.55,0.0023

f T s

A H s s L τ?=

=>符合要求

4、降液管底隙高度0h

取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ，即：

000.0023

0.0250.910.1

s w L h m l u =

==? ②提馏段：

1、溢流堰长'w l 为0.7'

D ，即：'0.7 1.40.91w l m =?=；

2、出口堰高'w h ''

w L ow h =h -h ；

由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.5

9.98

12.630.91

h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：

'2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h ow

w L h E m

l ????==?= ? ???

0.070.01460.0554w h m =-=。

3、降液管宽度d W ‘

与降液管面积f A ‘

有/w l

D ‘

’=0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A ==‘’‘’

故：d W ‘

=0.14D=0.14 ?1.４=0.182m

2220.08

'0.08 1.40.10624

f A D m π

==?

?=‘

()0.10620.4

18.55,0.0023

f T s

A H s s L τ?=

=>符合要求降液管底隙高

度'0h

取液体通过降液管底隙的流速0u =0.008m/s

依式计算降液管底隙高度'0h ：即

0'00.00142

0.03170.560.08

s w L h m l u ===?

（三）塔板布置

1、取边缘区宽度c W =0.035m ,安定区宽度s W =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积

2sin 180

x A R R απ

-??= ??

其中()()1.30.1820.0650.40322d s D x W W m =

-+=-+= 1.3

0.0350.61

522

c D R W m =-=-= 故:

0.40320.615sin 180

0.615A απ

= ??

0.915m =

②提馏段：依下式计算开孔区面积

'21'2sin 180x A x R R απ-??= ???

0.22320.365sin 180

0.365π

= ??

=0.304 2m

其中()()''

''0.8

0.1120.0650.22322

d s D x W W m =-+=-+=

0.8

0.0350.36522

c D R W m =-=-=

（四）筛孔数n 与开孔率?

取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为

4mm,取0/ 3.5t d = 故孔中心距t=3.5 ? 5.0=17.5mm

依下式计算塔板上筛孔数n ,即

3322

1158101158100.915346017.5n A t α????

??==?= ? ?????

孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率?，即： 020A 0.907%7.5%(/)

A t d α?=

==（在5~15%范围内）精馏段每层板上的开孔面积o A 为

20.0750.9150.0686o A A m α?=?=?=

气孔通过筛孔的气速0 1.04

15.16/0.6086

s o V u m s A =

== 提馏段每层板上的开孔面积'o A 为

''20.1010.3040.0307o A A m α?=?=?=

气孔通过筛孔的气速''

0'0.627

20.42/0.0307

s o V u m s A ===

（五）塔有效高度

精馏段m Z =

?精（12-1）0.4=4.4；

提馏段有效高度m Z =?提（6-1）0.4=2.0；

在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一

人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m 。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度

30.88.0 2.0 2.412.4Z Z Z m =++?=++=精提

七．筛板的流体力学验算

(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度p h 1、根据 p c l h h h h σ=++

干板压降相当的液柱高度c h

2、根据0/5/4 1.25d δ==，查干筛孔的流量系数图

0.89c

①精馏段由下式得

c h =2

0015.16 3.780.0510.0510.03010.891394.3v l u m C ρρ????????

== ? ? ? ?????????

②提馏段由下式得

0015.16 5.140.0510.0510.04830.891574.8v c l u h m C ρρ????????

'=== ? ? ? ?????????

3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h

1.040.20/1.3270.1062

s t f v u m s A A α=

==--

0.389F u α===

由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.57

则l h =0εL h =0ε()0.570.070.0399w ow h h m +=?=

②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h '

0.956

0.783/1.3270.1062

s t f v u m s A A α'=

==--

1.775a F u α'===

由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.58

则l h '=0εL h =0ε()0.580.070.0406w ow h h m +=?=

3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ

由 h σ=3

04426.06100.001521384.39.810.005

L m gd σρ-??==??

②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ'

由 h σ'=3

04422.09100.001441574.89.810.005

L m gd σρ-??==??

故①精馏段 p h =0.0301+0.0399+0.00152=0.07152m 单板压降

p L P h g ρ?==0.071521394.39.819710.971( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设

计允许值）

故②提馏段 0.00483+0.0406+0.00144=0.0903m p h '= 单板压降

p L P h g ρ'?==0.09031574.89.819890.989( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设

计允许值）

（二）①精馏段雾沫夹带量v e 的验算

由式v e = 3.2

65.710T

f u H h α

σ-??

? ? ?-??

= 3.2

635.7100.226.06100.4 2.50.07--???

?-???

=41.510-?kg 液/kg 气

<0.1kg 液/kg 气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量v e 的验算由式v e =

3.2

65.710T

f u H h α

σ-??

? ? ?-??

= 3.2

635.7100.78322.09100.4 2.50.07--??? ??-???

=0.0239kg 液/kg 气

<0.1kg 液/kg 气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

（三）①精馏段漏液的验算

4.4ow u C =

4.4x =8.6 /m s 筛板的稳定性系数 01

5.16

1.76( 1.

5)8.9

ow u k u =

==> 故在设计负荷下不会产生过量漏液

②提馏段漏液的验算

4.4ow u C =

4.41574.8/

5.14=? =8.6 /m s

筛板的稳定性系数 015.161.92( 1.5)7.89

ow u k u =

==> 故在设计负荷下不会产生过量漏液

（四）①精馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

()d T w H H h ≤Φ+

由d p L d H h h h =++计算

d H

030.00230.1530.1530.910.0251.56100.00156S d w L h l h m

-????

== ? ??????

d H =0.082+0.06+0.00098=0.143m

取Φ=0.5，则()T w H h Φ+=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛

②提馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

()d T w H H h ≤Φ+

由d p L d H h h h =++计算

d H

030.002770.1530.1530.910.03041.534100.00153S d w L h l h m

-????

== ? ??????

=0.0903+0.07+0.00153=0.162m d H = 取Φ=0.5，则()=0.5(0.4+0.055

4)=0.2272T w H h Φ+? 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛八．塔板负荷性能图

丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠

课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院专业化学工程与工艺学生姓名吴熠学生学号指导教师江燕斌课程编号课程学分起始日期

目录 \ "" \ \ \

第部分设计任务书设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计设计条件在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下：任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。

第部分设计方案及工艺流程图设计方案本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。工艺流程图

苯-甲苯精馏塔课程设计报告书

课程设计任务书一、课题名称苯——甲苯混合体系分离过程设计二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2

设计容摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图一、简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯

化工原理课程设计

绪论 1.1换热器在工业中的应用换热器在工、农业的各领域应用十分广泛，在日常生活中传热设备也随处可见，是不可或缺的工艺设备之一。因此换热设备的研究备受世界各国政府及研究机构的高度重视，在全世界第一次能源危机爆发以来，各国都在下大力量寻找新的能源及在节约能源上研究新途径。在研究投入大、人力资源配备足的情况下，一批具有代表性的高效换热器和强化元件诞生。随着研究的深入，工业应用取得了令人瞩目的成就，得到了大量的回报，如板翅式换热器、大型板壳式换热器和强化沸腾的表面多孔管、T型翅片管、强化冷凝的螺纹管、锯齿管等都得到了国际传热界专家的首肯，社会效益非常显著，大大缓解了能源的紧张情况。换热器是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。在炼油、化工装置中换热器占总设备数量的40%左右，占总投资的30%-45%。近年来随着节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热器进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。随着环境保护要求的提高，近年来加氢装置的需求越来越多，如加氢裂化，煤油加氢，汽油、柴油加氢和乳化油加氢装置等建设量增加，所需的高温、高压换热器数量随之加大。螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器、蜜蜂盖板式换热器技术发展越来越快，不仅在承温、承压上满足装置运行要求，而且在传热与动力消耗上发展较快，同时亦适用于乙烯裂解、化肥中合成氨、聚合和天然等场合，可满足承压高达35MPa，承温达700℃的使用要求。在这些场合，换热器占有的投资占50%以上。 1.2换热器的研究现状 20世纪80年代以来，换热器技术飞速发展，带来了能源利用率的提高。各种新型、高效换热器的相继开发与应用带来了巨大的社会经济效益，市场经济的发展、私有化比例的加大，降低成本已成为企业追求的最终目标。因而节能设备的研究与开发备受瞩目。能源的日趋紧张、全球环境气温的不断升高、环境保护要求的提高和换热器及空冷式换热器及高温、高压换热器带来了日益广阔的应用前景。在地热、太阳能、核能、余热回收、风能的利用上，各国政府都加大了投入资金力度。国内各研究机构和高等院校研究成果不断推陈出新，在强化传热元件方面华南理工

板式精馏塔的设计

化工原理课程设计 –––––板式精馏塔的设计姓名单素民班级 1114071 学号 111407102 指导老师刘丽华河南城建学院

序言化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录一、化工原理课程设计任书 (3) 二、设计计算 (3) 1.设计方案的确定 (3) 2.精馏塔的物料衡算 (3) 3.塔板数的确定 (4) 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10) 6.塔板主要工艺尺寸的计算 (11) 7.筛板的流体力学验算 (13) 8.塔板负荷性能图 (15) 9.接管尺寸确定 (30) 二、个人总结 (32) 三、参考书目 (33)

化工原理课程设计最终版

青岛科技大学化工课程设计设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师：学生姓名：化工学院—化学工程与工艺专业135班日期:

目录一设计任务书二塔板的工艺设计（一）设计方案的确定（二）精馏塔设计模拟（三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列（四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带（五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限（六）塔工艺数据汇总表格三塔的附属设备的设计（一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器（二）泵的选择四塔的内部工艺结构（一）塔顶（二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口（三）人孔（四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口五带控制点工艺流程图六主体设备图七附件（一）带控制点工艺流程图（二）主体设备图八符号表九讨论十主要参考资料

一设计任务书【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务【设计依据】如表一表一【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。二塔板的工艺设计（一）设计方案的确定本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：

图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：

设备选型-精馏塔设计说明书

第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下：《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔

填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液

化工原理课程设计板式精馏塔设计

课程编号化工原理课程设计板式精馏塔设计院系: 班级姓名: 学号: 学分: 任课老师: 课程成绩: 2013年8月11日目录

一、设计任务书 (3) 二、概述 (5) 三、设计条件及要紧物性参数 (11) 四、工艺设计计算 (13) 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (19) 六、塔板设计工艺设计 (21) 七、塔板的校核 (22) 八、塔板负荷性能

曲 (28) 九、辅助设备选型 (35) 十、设计结果汇总表 (42) 十一、对设计过程的评述和相关问题的讨论 (43) 十二、要紧符号讲明 (44)

一、设计任务书 1、设计题目分离醋酸——水混合物常压精馏（筛板）塔的工艺 2、设计条件 1)生产能力：年产量D=3万吨(每年生产日按330天计算)； 2)原料：含醋酸30%（摩尔分数）的粗馏冷凝液，以醋酸——水二元体系； 3)采纳直接蒸汽加热； 4)采纳泡点进料； 5)塔顶馏出液中醋酸含量大于等于99.9%； 6)塔釜残出液中醋酸含量小于等于2%； 7)其他参数（除给出外）可自选； 8)醋酸——水的相对挥发度为α=1.65，醋酸密度为1.049，水的密度为0.998，混合液的表面张力=20mN/m； 3、设计讲明书的内容 1)目录； 2)设计题目及原始数据(任务书)； 3)简述醋酸—水精馏过程的生产方法以及特点； 4)论述精馏塔总体结构的选择和材料的选择；

5)精馏过程的有关计算（物料衡算，理论塔板数，回流比，塔高，塔径，塔板设计管径等）； 6)设计结果概要（要紧设备尺寸，衡算结果等）； 7)主体设备设计计算及讲明； 8)附属设备的选择； 9)参考文献； 10)后记及其他 4、设计图要求 1)绘制要紧装置图，设备技术要求，要紧参数，大小尺寸，部件明细表，标题栏； 2)绘制设备流程图一张； 3)用坐标纸绘制醋酸——水溶液y—x图一张，同时用图解法求理论塔板数； 4)用坐标纸绘制温度与气液相含量的关系图；

精馏塔设计

精馏塔设计目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)

§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数）塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压）安装地点：大连 §2 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应

化工原理课程设计-板式精馏塔的设计

化工原理课程设计–––––板式精馏塔的设计

摘要 (4) Abstract…………………………………………………………………………………………….引言第一章设计条件与任务 (8) 第二章设计方案的确定 (10) 第三章精馏塔的工艺计算 (12) 3.1 实际回流比 (12) 3.2 全塔物料衡算 (12) 3.3 塔板数的计算 (12) 3.3.1 理论塔板数 (12) 3.3.2 实际塔板数 (13) 3.4 精馏塔物性参数的计算 (12) 3.4.1 操作压力计算 (12) 3.4.2 操作温度计算 (13) 3.4.3 平均摩尔质量计算 (12) 3.4.4 平均密度计算 (13) 3.4.5 液体表面张力计算 (12) 3.4.6 液体表面黏度计算 (13) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (12) 3.5.1塔径计算 (12) 3.5.2 精馏塔有效高度的计算 (13) 第四章塔板工艺尺寸的计算 (14) 4.1精馏段塔板工艺尺寸的设计 (15) 4.1.1溢流装置的设计 (15) 4.1.2塔板设计 (15) 4.2提馏段塔板工艺尺寸的设计 (15) 4.2.1溢流装置的设计 (15) 4.2.2塔板设计 (15) 4.3塔板的流体力学性能验算 (15) 4.3.1精馏段塔板的流体力学性能验算 (15) 4.3.2提馏段塔板的流体力学性能验算 (15) 4.4塔板的负荷性能图 (15) 4.4.1精馏段塔板的负荷性能图 (15)

4.4.2提馏段塔板的负荷性能图 (15) 第五章设计结果汇总 (17) 5.1 设计小结与体会 (17) 5.2 参考文献 (18) 第六节精馏装置的附属设备 (20) 6.1 回流冷凝器 (20) 6.2 管壳式换热器的设计与选型 (21) 6.2.1流体流动阻力（压强降）的计算 (21) 6.2.2管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (22) 6.3 再沸器 (23) 6.4接管直径 (24) 6.4加热蒸气鼓泡管 (25) 6.5离心泵的选择 (25) 附录工艺流程图

化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告精馏塔设计学院专业班级学号姓名指导教师

目录苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)

苯-氯苯精馏塔的工艺设计苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务一．设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa；三．塔板类型板式塔或填料塔。四．工作日每年300天，每天24小时连续运行。五．厂址厂址为天津地区。六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；

化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计

前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理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，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。【精馏塔设计任务书】一设计题目精馏塔及其主要附属设备设计二工艺条件

板式精馏塔课程设计

《化工原理》课程设计报告苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计学院专业班级学号姓名合作者指导教师

化工原理设计任务书一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时）三、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0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区四、设计内容 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五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论

五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i 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 氯苯 t B 111.11127-= 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 .01212??? ? ??--=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。

甲醇精馏塔设计说明书

设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa（绝对压力）进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压）全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675）故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h

苯-甲苯板式精馏塔的课程设计

目录板式精馏塔设计任务书 (3) 设计题目： (3) 二、设计任务及操作条件 (3) 三、设计内容： (3) 一．概述 (5) 1.1 精馏塔简介 (5) 1.2 苯-甲苯混合物简介 (5) 1.3 设计依据 (5) 1.4 技术来源 (6) 1.5 设计任务和要求 (6) 二．设计方案选择 (6) 2.1 塔形的选择 (6) 2.2 操作条件的选择 (6) 2．2.1 操作压力 (6) 2.2.2 进料状态 (6) 2.2.3 加热方式的选择 (7) 三．计算过程 (7) 3.1 相关工艺的计算 (7) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7) 3.1.2 物料衡算 (8) 3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9) 3.1.5逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.6 全塔效率的估算 (11) 3.1.7 实际板数的求取 (13) 3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13) 3.2.1 精馏塔的物性计算 (13) 3.2.2 塔径的计算 (15) 3.2.3 精馏塔高度的计算 (17) 3.3 塔板结构尺寸的计算 (18) 3.3.1 溢流装置计算 (18) 3.3.2塔板布置 (19) 3.4 筛板的流体力学验算 (21) 3.4.1 塔板压降 (21)

3.4.2液面落差 (22) 3.4.3液沫夹带 (22) 3.4.4漏液 (22) 3.4.5 液泛 (23) 3.5 塔板负荷性能图 (23) 3.5.1漏夜线 (23) 3.5.2 液泛夹带线 (24) 3.5.3 液相负荷下限线 (25) 3.5.4 液相负荷上限线 (25) 3.5.5 液泛线 (26) 3.6 各接管尺寸的确定 (29) 3.6.1 进料管 (29) 3.6.2 釜残液出料管 (29) 3.6.3 回流液管 (30) 3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30) 四．符号说明 (30) 五．总结和设计评述 (31)

化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：列管式换热器的设计指导教师专业班级学生姓名学号 2009 年 1 月 5 日目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明

6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件（1）处理能力：1×104吨/年正己烷。（2）设备型式：列管式换热器（3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C，出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温度350C。

3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西（三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言

2.1 设计方案简介固定管板式换热器换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明工艺流程草图附后流程图说明：正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷

化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作学院：化学化工学院班级：化工 0902 姓名（学号）：侯祥祥 3091303039 朱晓燕 3091303036 熊甜甜 3091303035 周利芬 3091303033 指导教师：吴才玉 2012年01月

化工原理课程设计目录一、前言 (3) 二、设计内容 (5) （一）设计对象 (5) （二）工艺路线设计 (5) 1.路线选择 (5) 2.流程示意图 (8) 3.流程说明 (9) （三）工艺的设计计算 (10) 1.物料衡算 (10) 2.热量衡算 (12) （四）设备的设计计算 (21) 1.主要参数 (21) 2.直径 (21) 3.附加条件 (21) （五）设备示意图 (23) 三、总结体会 (24) 四、参考文献 (29) 五、附录 (31)

江苏大学化学化工学院

化工原理课程设计前言化工原理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，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用的液体混合物的分离操作，它利用液体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，从而达到轻重组分分离的目的。塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究，使填料塔技术得到了迅速发展。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍

化工原理课程设计——板式精馏塔设计.

化工原理课程设计设计题目：班级：姓名：学号：指导教师：完成日期：年月日化工系

设计内容及要求一、设计内容 1．设计方案的选定对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述； 2．主要设备的工艺设计计算选定工艺参数，物料衡算，热量衡算，单元操作的工艺计算并绘制相应的工艺流程图，标出物流量及主要测量点； 3．设备设计设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，并绘制设备的工艺条件图。图面应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性和接管表； 4．辅助设备选型典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备规格、型号的选定；二、设计说明书编写（1）封面课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间（2）设计任务书（3）目录（4）设计方案简介（5）设计条件及主要物性参数表（6）工艺计算及主体设备设计（7）辅助设备的计算及选型（8）设计结果汇总表（9）设计评述,设计者对本设计的评述及通过设计的收获体会（10）附图（带控制点的工艺流程简图、主题设备设计条件图）（11）参考文献（12）主要符号说明图纸要求：工艺流程图采用4号图纸，设备装置图采用3号图纸，要求布局美观，图面整洁，图表清楚，尺寸标识准确，各部分线形精细符合国家化工制图标准。报告内容必须齐全，打印或手写。打印用A4纸，字号为宋体、小四，标题加黑。三、参考资料 1．化工原理课程设计（天大教材） 2．《化学工程手册1-3》化学工业出版社 3．《化工设备设计基础》化学工业出版社 4．《化工设备机械基础》化学工业出版社 5．化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技术出版1988 6．石油化学工业规划设计院.塔的工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1997

乙醇-水精馏塔设计说明

符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜

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