目录
第一部分：设计任务书 (2)
第二部分：工艺流程图 (3)
第三部分：设计方案的确定与说明 (4)
第四部分：设计计算与论证 (4)
一、工艺计算 (4)
二、流体力学验算 (15)
三、主要管尺寸计算 (22)
四、辅助设备定型 (23)
五、塔的总体结构 (26)
六、塔节说明 (28)
七、泵的选择 (29)
第五部分：设计计算结果 (30)
第六部分：心得体会 (31)
第七部分：参考资料 (31)
第二部分：工艺流程图(见附图)
流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。
说明：为了控制精馏产物的纯度，本装置采用间接控制指标，即用温度控制器来改变进入鼓泡管的蒸气流量。但温度亦不能太高，当温度增加时，塔底压强增加，容易引起液泛的发生。所以为温度控制器设定一个预定值，当温度超过该预定值时，闸阀自动关闭，从而达到温度控制的目的。
第三部分：设计方案的确定
设计方案的确定：
操作压力：
对于酒精－水体系，在常压下已经是液态，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加，尤其是真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综上所述，我们选择常压操作。
进料状况：
进料状态有五种，如果选择泡点进料，即q=1时，操作比较容易控制，且不受季节气温的影响，此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。
加热方式：
采用间接蒸汽加热
回流比：
适宜的回流比应该通过经济合算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比
，根据经验取操作为最适宜的回流比。我们确定回流比的方法为：先求出最小回流比R
min
回流比为最小回流比的1.1－2.0倍，即：
R＝（1.1－2.0）R
min
回流方式采用泡点回流，易于控制。
选择塔板类型：
选用F1浮阀塔板（重阀）。F1浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。浮阀塔具有的优点：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60－80％，而为筛板塔的120－130％）。
第四部分：设计计算与论证
一.工艺计算
（一）物料衡算
1.将质量分数转换成摩尔分数
24
460.1124764618
F x ==+ 92460.81829284618D x ==+ 2460.0082984618B x ==+
2.摩尔流量计算
F D B Fx Dx Bx =+ F D B =+
23000/23.43/D kg day kmol h ==
()23.43(0.81810.11)
162.67/0.110.008
D F F B D x x B kmol h x x -?-=
==--
23.43162.67186.1/F D B kmol h =+=+= 3.平均分子量
4618(1)0.1146(10.11)1821.08/4618(1)0.818246(10.8182)1840.91/4618(1)0.00846(10.008)1818.224/F F F D D D B B B M X X kg kmol M X X kg kmol M X X kg kmol
=+-=?+-?==+-=?+-?==+-=?+-?= （二）.最小回流比min R
乙醇－水气液平衡数据作x-y 图：
从对角线点a （Xd ，Xd ）向平衡线作切线得截距0.35
min min 0.35
10.350.81820.35
1.343
0.350.35
D
D X R X R =+--=
==
取min 1.3 1.7459R R ==
（1）.精馏段方程: 0.81820.29861 1.74591D x R ==++ 1.7459
0.63581 1.74591R R ==++ 精馏段方程: 0.63580.2986y x =+
（2).提馏段方程
* 1.745923.4340.91/L R D kmol h ==?=
(1)23.43(1 1.7459)64.34/V D R kmol h =+=?+=
1=q 64.34./V V kmol h == 40.91186.1227.01/L L F kmol h =+=+=
提馏段方程: 3.5280.05554B L B
y x x x D V
=
-=-
（三）.理论塔板数T N
用cad 作图法
由图得；理论板数=20 精馏段塔板数=18 提馏段塔板数=2 进料板为第18块
（四）.塔的工艺条件及物性资料计算
1.塔顶第一块板：
1X =0.8182 查表得10.8325Y =
气相1V M =0.8325×46＋（1－0.8325）×18＝41.31mol g / 液相1L M =0.8182×46＋（1－0.8182）×18＝40.91mol g / 相对挥发度1111(1)0.8325(10.8182)
1.104(1)0.8182(10.8325)
Y X a X Y -?-=
==-?-
3140.9140.91
0.000614/36003600756.45
L D L LM L m s ρ?=
==?
3164.3441.31
0.5134/36003600 1.438
V D V VM V m s ρ?=
==?
2.进料：
F X =0.11，查表得F Y =0.4541
气相VF M =0.4541×46＋（1－0.4541）×18＝30.72mol g / 液相LF M =0.11×46＋（1－0.11）×18＝21.08mol g / 相对挥发度1111(1)0.4541(10.11)
6.73(1)0.11(10.0.4541)
Y X a X Y -?-=
==-?-
3.塔釜最底板：
B X =0.008，查表得B Y =0.088
气相BV M =0.088×46＋（1－0.088）×18＝20.464mol g / 液相BL M =0.008×46＋（1－0.008）×18＝18.224g/mol 相对挥发度1111(1)0.088(10.008)
11.965(1)0.008(10.088)
Y X a X Y -?-=
==-?-
3()(40.91186.1)18.224
0.0012/36003600959.7BL B L L F M L m s ρ++?=
==?
364.3420.464
0.6081/360036000.6014
BV B V VM V m s ρ?=
==?
流量表：
注：以上需要查表的数据查《传热传质过程设备设计》P222—225的附录得
（五）计算全塔效率和实际塔板数 1.粘度
塔顶1t ＝78.43C ?查得10.4338mPa s μ=? 进料286.3t C =?查得20.3823mPa s μ=? 塔釜398.1t C =? 查得30.29mPa s μ=? 平均粘度0.3637m mPa s μ=
=?
注：查《流体力学与传热》（华南理工大学出版社）P257—附录5得。
2.计算平均相对挥发度:
4.46m a =
3.计算全塔效率:0.2450.2450.49()0.49(
4.460.3637)0.4352T m l E a μ--=??=??=
(1)/(201)/0.435243.65p T T N N E =-=-= /0.435218/0.43841.36L N P ===
取实际塔总板数 44p N =块板，精馏段板数42块，进料板在第42块
（六）计算塔径 1.精馏段:
设定板间距0.35T H m =,板上液层高度0.05L h m =,则0.3T L H h m -= 液气动能参数V L
0.5()D L V D V
L L V ρρ=
=
0.5
0.000614756.450.027430.5134 1.438?（）＝
200.06C =（查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得） C D ＝0.20.2
2022.5()0.06(
)0.0614320
20
C σ
== max u
＝ 1.4076/C m s == u=(0.6~0.8) max u 取u=0.8max u =0.8×1.4076＝1.126m/s 根据流量公式可以计算塔径，即：
10.762D m =
= 将塔径圆整得：1D =0.8m
2、提馏段：
设定板间距0.35T H m =,板上液层高度0.075L h m =,则0.275T L H h m -= 液气动能参数V L
0.5()B L V B V L L V ρρ=
=0.5
0.0012959.70.078830.60810.6014
?（）＝ 200.052C = （查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得）
0.2
0.2
20610.0520.065620
20
C C σ?B
B ＝（
）＝（
）＝
max 0.0656 2.62/u C m s == u=(0.6~0.8) max u 取u=0.6max u =0.8×2.62＝
2.09m/s
20.61D m =
= 将塔径圆整得：2D =0.7m
3、塔径：
由于精馏段和提馏段的塔径相等，即：D ＝0.8m
因为直径在2.2m 以下的浮阀塔，一般采用溢流堰，所以此处也应该采用溢流堰。
塔截面积22
23.140.80.502444
T D A m π?==＝
实际空塔气速
/0.5134/0.5024 1.022/D D T u V A m s === /0.6081/0.5024 1.21/B B T u V A m s ===
（七）溢流装置设计：
1、精馏段设计：
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰
堰长w l =(0.6~0.8)D 取堰长 w l = 0.6D ＝0.48m
出口堰高w L ow h =h -h 取液流收缩系数E ＝1
先假设是平直堰, 计算堰上液层高度，
22
332.84 2.840.0006143600()1()0.00786100010000.48
D ow w L h
E m l ?==??=
因为0.06ow
h m >故采用平直堰
出口堰高W L OW h =h -h 0.050.007860.04214m =-=
降液管底隙高度'
0.000614
0.01830.480.07
D o w L h m l u ===? 实际设计中2530o
h mm >-,故取0.025o h m =
2、提馏段设计：
选用单溢流弓形降液管，不设进口堰
堰长W L =(0.6~0.8)D 取堰长W L = 0.48m 出口堰高'''W L OW h =h -h 取液流收缩系数E ＝1
先假设是平直堰,则查图得: E=1,得
22
'332.84 2.840.00123600()1()0.0123100010000.48
B ow
w L h E m l ?==??= 因为'
0.06ow
h m >故采用平直堰，
出口堰高'''W L OW h =h -h 0.0750.01230.0627m =-=
降液管底隙高度: '
'
0.0012
0.0250.480.1
B o w L h m l u ===? 满足不少于20~25mm （八）弓形降液管的宽度d W 和截面积f A
由/0.6w l D =，查《化工原理》下册P160图3－13 得：=T f A A /0.054 =D W d /0.105
20.0540.0540.50240.02713f T A A m ==?＝ 0.1050.80.084d W m =?＝
液体在降液管停留时间： （1）精馏段：
0.027130.350.00061415.463f T D
A H L s s θ??=
=
=>
（2）提馏段：
''0.027130.35'7.913f T B A H s s θ?=
=
=>
因此结构合理。
（九）塔板布置及浮阀数目以及排列
塔径D ＝0.8m ，选用整块式塔板 一般对于小塔，4070S W mm =- 溢流堰入口安定区：40S W mm =
根据小塔的C W 可选30～50mm,大塔可选50～75mm 边缘区宽度(无效区)30C W mm =
降液管宽度：84d W mm =（精馏段和提馏段一样）
（1）精馏段浮阀的数目及孔间距： 对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数F 0在9—12之间，故在此范围取 得合适的F 0=11
阀孔气速9.17/o u m s =
=
=
每层塔板浮阀N ：
2
40.513420.0399.17
00
446.89D V N d u
ππ
???=
== 取N=47
因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好，故选用叉排，对整块式塔板，采用正三角形叉排。孔心距s 为75～125mm 。 对于单溢流塔板，鼓泡区面积
2102sin 180P x A R R π-??=????
()0.8/2(0.0840.04)0.27620.8/20.030.372d s c D
x W W m D
R W m
=
-+=-+==-=-= 20.3664P A m =
20
0.5134
0.0569.17
D m V A u
=== 按照等边三角形排列，阀孔中心距：
0.095t d m ===
取t=95mm
实际排得N=49个（具体见附图） 精馏段塔板阀孔布置图如下：
由N 值验算：
0'/49
D o u N u m s N ?=
=9.1747
＝8.796
'010.55F u ===
由于计算出的0F 在9～12之间，所以塔板的布置是合理的。 开孔率：
00 1.02211.62%8.796
u u =?=因开孔率应在4%~15%之间故符合要求 （2）提馏段浮阀的数目及孔间距：
取浮阀孔动能因子F 0’=9 （ 因F 0在9—12之间）
11.6054/o u m s
=
=
=
每层塔板浮阀数：
22
00
440.6081
43.880.03911.6054
B V N d u
π
π?=
=
=?? 取N=44个
浮阀排列方式采用正三角形叉型排列
2102sin 180P x A R R π-??=???
? ()0.8/2(0.0840.04)0.27620.8/20.030.372d s c D
x W W m D
R W m
=
-+=-+==-=-= 所以20.3664P A m = 2000.60810.052411.6054
B V A m u =
==
0.098t d m === 取孔心距t=98mm 实际排得N ’=41个（具体见附图）：
提馏段塔板阀孔布置图如下：
验算：
0011.605444
12.45/'41
B u N u m s N ?=
==
'0012.459.655F u ===
阀孔能动系数变化不大，仍在9—12之间 开孔率：
000 1.21
1009.72%12.45
u u =?= 因开孔率在10%~14%之间故符合要求 二、塔板的流体力学验算
（一）精馏段
1.气相通过浮阀塔板的压强降 σh h h h l c p ++= a ） 干板阻力
0022
8.61/8.7968.61/5.37 1.4388.796
5.370.0402275
6.459.82c oc O v
c
L
u m s
u u m s h m
g
u ρρ====>=??=?
==??
b ） 板上充气液层阻力 取5.00=ε
00.50.050.0025l L h h m ε==?=
c ）.液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。
0.04020.0250.0652p l hp h h h m σ=++=+=
单板压强降 ()0.0652756.459.81483.83 p l c l l p h g h h h g Pa ρσρρ?==++=??= 2.淹塔校核
需要控制的降液管液面高度 ）（w T d h H H +≤φ， 且有σh h h H l p d ++=
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.0652m
2
2
00.0006140.1530.1530.00040.40.025D d w L h m l h ????
=== ? ??????
板上液层高度L h =0.05m
所以降液管液面高度0.06520.00040.050.1156d H m =++=
因为乙醇—水的物系不易起泡，取0.5φ=
w T h H +（φ）=0.5×（0.35+0.04214）=0.196m
因为0.11560.196d H m m =< ，所以设计结果符合要求。 3.雾沫夹带
由 T H =0.35m,v ρ =1.438kg/3
m ,
查《传热传质过程设备设计》P199图4--25得：C F =0.096 因为酒精—水系统为无泡沫系统，K=1
板上液体流经长度：20.820.0840.632L d Z D W m =-=-?= 鼓泡面积：2
20.502420.027130.4481a T f A A A m =-=-?=
100%
100%53.32%70%
F a
==
=<泛点率
对于直径小于0.9m 的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70％。以上计算泛点率在70％以下，故雾沫夹带量满足 0010e < 的要求。 4. 塔板负荷性能图 a ）极限雾沫夹带线
按泛点率
=
00100F a
对于一定的物系及一定的塔板结构，式中
,,,,,v L a F L p A C Z K ρ均为已知值。
相应于0.1e =的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出 V —L 的关系式，根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率=70%，计算如下：
00100F a
=70%
将各数据代入得雾沫夹带线：0.043640.85960.03011V L += …………………1 b ）液泛线
()()2
2
3224 2.8436005.34()0.153121000v T w o w L o w o w V L L H h h E g d N l h l ρφερπ????????+=?++++ ? ???
????????
将各数代入整理得：2
2230.13280.15191062.5 1.632V L L =++……………………2 上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干L 值计算
相应的V 值，列表如下：
c ）.液相负荷上限
最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒
/3~5f T A H L s θ=≥，这里取4s θ=，则
30.027130.35
0.002374/4
f T
A H L m s θ
?=
=
= (3)
d ）气相负荷下限 对于F1型重阀，取5O F u ==计算，则
2230.244/V m s === (4)
e ）液相负荷下限
取堰上液层高度0.006ow h m =作为液相负荷的下限， 精馏段采用平直堰，利用
2/32.84()1000ow w
L
h E l =
所以 2/3
2.840.0061()10000.48
L =
?? 331.474/0.00041/L m h m s == (5)
精馏段的操作弹性：
max min 0.673
20.335
V V ==
（二）、提馏段
1、气相通过浮阀塔板的压强降 ''''P c l h h h h σ=++ a ） 干板阻力
000.1750.175'13.878/12.45/'13.878/'19.9()/19.912.45/959.70.03172c B oc B c o L u m s
u m s u m s
h u m
ρ====<===?=
b ） 板上充气液层阻力 取5.00=ε
0''0.50.0750.0375l L h h m ε==?=
c ）.液体表面张力所造成的阻力,一般很小，完全可以忽略。
''''0.031720.03750.0692P c l h h h h m σ=++=+=
单板压强降 '''0.0692959.79.81651.688p l p h g Pa ρρ?==??==0.063×926.57×
9.81＝586.51Pa 2 .淹塔校核
需要控制的降液管液面高度 ）（w T d h H H '''+≤φ， 且有d L p d h h h H ''''++=
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度0.0692p h m =
2
2
00.0012'0.1530.1530.00153'0.480.025d w L h m l h ????
=== ? ??????
板上液层高度h '
L =0.06m
所以降液管液面高度H '
d =0.0692+0.06+0.00153＝0.1457m 因为乙醇—水的物系不易起泡，取0.5φ=
'')0.5(0.350.0627)0.2064T w H h m φ+=+=（
因为'
0.14570.2064d H m m =<,所以设计结果符合要求。
3.雾沫夹带
由30.6014/V kg m ρ= 35.0=T H
查《传热传质过程设备设计》P199图4--25得： C ’F =0.085，因为酒精——水系统为无泡沫系统，K=1
板上液体流经长度：20.820.0840.632L d Z D W m =-=-?= 鼓泡面积：2
20.502420.027130.4481a T f A A A m =-=-?=
100%
100%42.7%70%
F a
==
=<泛点率
对于直径小于0.9m 的塔，为了避免雾沫夹带，应控制泛点率不超过70％。以上计算泛点率在70％以下，故雾沫夹带量满足 0010e < 的要求。 4. 塔板负荷性能图 a ）极限雾沫夹带线
按泛点率
=
00100F a
对于一定的物系及一定的塔板结构，式中
,,,,,v L a F L p A C Z K ρ均为已知值。
相应于0.1e =的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出 V —L 的关系式，
根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。 按泛点率=70%，计算如下：
F a
=70%
将各数据代入得雾沫夹带线：0.025040.85960.02666V L += …………………… 1 b ）液泛线
()()2
2
'
32''2''4 2.8436005.34()0.153121000v
T w o w L o w o w V L L H h h E g d N l h l ρφερπ????????+=?++++ ? ???????????
将各数代入整理得：2
2
2
30.11230.0711062.5 1.632V L L =++ (2)
上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干L 值计算
最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒
/3~5f T A H L s θ=≥，这里取4s θ=，则
30.027130.35
0.002374/4
f T
A H L m s θ
++=
=
= (3)
d ）气相负荷下限② 对于F1型重阀，取5O F u ==计算，则
2230.3156/V m s === (4)
e ）液相负荷下限
取堰上液层高度0.006ow h m =作为液相负荷的下限， 精馏段采用平直堰，利用
2/32.84()1000ow w
L
h E l =
所以 2/3
2.840.0061()10000.48
L =
??
化工原理课程设计乙醇-水连续精馏塔的设计 姓名 学号 年级 专业化学工程与工艺 系（院）化学化工学院 指导教师张杰 2013年 6月
目录 第一章绪论 (1) 第二章塔板的工艺设计 (3) 2.1 精馏塔全塔物料衡算 (3) 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (3) 2.3 理论塔板的计算 (8) 2．4 塔径的初步计算 (10) 2.5 溢流装置 (11) 2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 (12) 第三章塔板的流体力学计算 (14) 3.1 气相通过浮阀塔板的压降 (14) 3.2 淹塔 (15) 3.3 液沫夹带 (15) 3.4 塔板负荷性能图 (16) 第四章附件设计 (20) 4.1 接管 (21) 4.2 筒体与封头 (22) 4.3 除沫器 (22) 4.4 裙座 (22) 4.5 吊柱 (22) 4.6 人孔 (23) 第五章塔总体高度的设计 (23) 第六章塔附属设备设计 (23) Q (23) 6.1确定冷凝器的热负荷 c 6.2 冷凝器的选择 (24) 参考书目 (24) 主要符号说明 (25) 结束语 (26)
（一）设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 （二）设计任务及操作条件 1) 进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于93%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.5%； 4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：80000吨/年； 5) 操作条件 a) 塔顶压力：常压 b) 进料热状态：饱和液体进料 (或自选) c) 回流比： R=1.55Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降：≤0.7kPa （三）板类型 浮阀塔 （四）厂址 临沂地区 （五）设计内容 1、设计说明书的内容 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物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总 10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求 绘制生产工艺流程图（选作）； 注:常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105页)
《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；
化学工程与工艺专业 《化工原理》课程设计说明书 题目：浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计姓名： 班级学号： 指导老师： 同组学生姓名： 完成时间：
《化工原理》课程设计评分细则 说明：评定成绩分为优秀(90-100),良好(80-89)，中等(70-79)，及格(60-69)和不及格(<60) 评审 单元 评审要素 评审内涵 评审等级 检查 方法 指导 老师 评分 检阅 老师 评分 设计 说明书 35% 格式规范 是否符合规定的格式要求 5-4 4-3 3-2 2-1 格式 标准 内容完整 设计任务书、评分标准、 主要设备计算、作图、后记、参考文献、小组成员及 承担任务 10-8 8-6 6-4 4-1 设计 任务书 设计方案 方案是否合理及 是否有创新 10-8 8-6 6-4 4-1 计算 记录 工艺计算 过 程 计算过程是否正确、 完整和规范 10-8 8-6 6-4 4-1 计算 记录 设计 图纸 30% 图面布置 图纸幅面、比例、标题栏、明细栏是否规范 10-8 8-6 6-4 4-1 图面布 置标准 标注 文字、符号、代号标注 是否清晰、正确 10-8 8-6 6-4 4-1 标注 标准 与设计 吻合 图纸设备规格 与计算结果是否吻合 10-8 8-6 6-4 4-1 比较图纸与说明书 平时 成绩 20% 出勤 计算、上机、手工制图 10-8 8-6 6-4 4-1 现场 考察 卫生 与纪律 设计室是否整洁、 卫生、文明 10-8 8-6 6-4 4-1 答辩 成绩 15% 内容表述 答辩表述是否清楚 5-4 4-3 3-2 2-1 现场 考察 内容是否全面 5-4 4-3 3-2 2-1 回答问题 回答问题是否正确 5-4 4-3 3-2 2-1 总 分 综合成绩 成绩等级 指导老师 评阅老师 （签名） （签名） 年 月 日 年 月 日
课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；
目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)
化工原理课程设计任务书 姓名：熊茂专业：生物工程班级：生物 2010 一、设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计 二、设计任务及操作条件 设计任务： （1）原料液中含正辛烷 %(质量) （2）塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%(质量) （3）年产纯度为%的正辛烷3万吨 操作条件 （1）塔顶压力：4kPa（表压） （2）进料热状态：泡点进料 （3）回流比：R= （4）塔底加热蒸汽压力：（表压） （5）单板压降：≤ （6）全塔效率：ET=59% 三、塔板类型 F1型浮阀塔 四、工作日 每年运行300天，每天工作24小时 五、公司厂址 厂址：重庆市长寿区新工业园区胜利路128号 六、具体设计内容 设计说明书的内容 （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物性数据的计算 （4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （5）塔板主要工艺尺寸的计算 （6）塔板的流体力学验算 （7）塔板负荷性能图 设计图纸要求 （1）绘制生产工艺流程图 （2）精馏塔的工艺条件图（双溢流浮阀塔） （3）设计基础数据表
目录 一、绪论................................................. 错误!未定义书签。 1．设计方案的思考.................................... 错误!未定义书签。 2.设计方案的特点..................................... 错误!未定义书签。 3．工艺流程的确定.................................... 错误!未定义书签。 二、设备工艺条件的计算................................... 错误!未定义书签。 1．设计方案的确定及工艺流程的说明.................... 错误!未定义书签。 2．全塔的物料衡算.................................... 错误!未定义书签。 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.................. 错误!未定义书签。 平均摩尔质量.................................... 错误!未定义书签。 料液及塔顶底产品的摩尔流率...................... 错误!未定义书签。 3．塔板数的确定...................................... 错误!未定义书签。 相对挥发度的计算................................. 错误!未定义书签。 平衡线方程求算................................... 错误!未定义书签。 精馏塔的气、液相负荷............................. 错误!未定义书签。 精馏段、提馏段操作线方程......................... 错误!未定义书签。 4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算.......... 错误!未定义书签。 操作压力的计算.................................. 错误!未定义书签。 操作温度的计算................................... 错误!未定义书签。 平均摩尔质量的计算.............................. 错误!未定义书签。 平均密度的计算.................................. 错误!未定义书签。 平均粘度的计算.................................. 错误!未定义书签。 平均表面张力的计算.............................. 错误!未定义书签。 5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算.......................... 错误!未定义书签。 精馏段塔径的计算................................. 错误!未定义书签。 提馏段塔径的计算............................... 错误!未定义书签。 精馏塔有效高度的计算............................ 错误!未定义书签。 6、塔板主要工艺尺寸的计算............................ 错误!未定义书签。 精馏段.......................................... 错误!未定义书签。 提馏段........................................... 错误!未定义书签。 7．浮阀的流体力学验算................................ 错误!未定义书签。 精馏段.......................................... 错误!未定义书签。 提馏段........................................... 错误!未定义书签。 8、塔板负荷性能图.................................... 错误!未定义书签。 精馏段负荷性能图................................. 错误!未定义书签。 提馏段负荷性能图................................ 错误!未定义书签。 三、计算结果总汇........................................ 错误!未定义书签。 四、结束语.............................................. 错误!未定义书签。 五、符号说明：........................................... 错误!未定义书签。 六、参考文献............................................. 错误!未定义书签。
乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计方案 第1章前言 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 1.2精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 1.4常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1.4．本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力 比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许 的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。 3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹 带量小，塔板效率高。 4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差
3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证
本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。
化工原理课程设计报告样本
《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 完成日期年月日 7
目录 一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比 的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7
加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流 量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7
5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力 降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7
浮阀板式精馏塔设计方案 第1章设计条件与任务 1.1设计条件 在常压操作的连续板式精馏塔分离乙醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下： 生产能力：年处理乙醇-水混合液35 000吨(300天/年） 原料：乙醇含40%(质量分数，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量为93% 塔底乙醇含量为0.35% 操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；②进料热状态：自选；③回流比：自选；④单板压降≤0.7kPa。 建厂地址： 1.2设计任务 1 全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。 2 计算冷凝器和再沸器热负荷。 3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。 4 估算塔径。 5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。 6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。 7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。 塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔(手孔），支座，封头，塔高等。 塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。 9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、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(视情况而定）。 10 精馏塔各接管尺寸的确定。 11 绘制精馏塔系统工艺流程图。 12 绘制精馏塔装配图。 13 编写设计说明书。 14计算机要求：编写程序、CAD绘图等。 15 英语要求：撰写英文摘要。 16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。
第2章设计方案的确定图2.1 板式精馏塔的工艺流程简图
《化工原理课程设计任务书》（1） 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件： 1.苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。 3.允许压强降：不大于50kPa。 4.每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 1. 99000吨/年苯 五、设计要求： 1.选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2.管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。 3.设计结果概要或设计结果一览表。 4.设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5.对本设计的评述及有关问题的讨论。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。
（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取
第一篇化工原理课程设计任务书 1.1设计题目 苯-甲苯连续精馏（浮阀）塔的设计 1.2设计任务 1、精馏塔设计的工艺计算及塔设备计算 （1）流程及操作条件的确定；物料衡算及热量衡算； （2）塔板数的计算； （3）塔板结构设计（塔板结构参数的确定、流动现象校核、负荷性能图）； （4）塔体各接管尺寸的确定； （5）冷却剂与加热剂消耗量的估算。 2.设计说明及讨论 3.绘制设计图 （1）流程图（A4纸）； （2）塔盘布置图（8开坐标纸）； （3）工艺条件图（1号绘图纸）。
1.3原始设计数据 1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量为35 %（质量），常温； 2、馏出液含苯：99.2 %（质量）； 3、残液含苯： 0.5 %（质量）； 4、生产能力：4000 (kg/h).
第二篇流程及流程说明 为了能使生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵泵入精馏塔，塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液，精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流部分连续采出到产品罐（具体流程见附图）。 在流程确定方案选择上，本设计尽可能的减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。 1、加料方式的选择： 设计任务年产量虽小，但每小时4000Kg的进料量，为维持生产稳定，采用高位槽进料，从减少固定投资，提高经济效益的角度出发，选用泡点进料的加料方式。 2、回流方式的选择： 塔的生产负荷不大，从降低操作费用的角度出发，使用列管式冷凝器，利用重力泡点回流,同时也减少了固定投资。 3、再沸器的选择： 塔釜再沸器采用卧式换热器，使用低压蒸汽作为热源，做到了不同品位能源的综合利用，大大降低了能源的消耗量。
课程设计 题目：浮阀式连续精馏 塔的设计 教学院：化学与材料工程学院专业：07级精细化工 学号：200740810113 学生：哈哈 指导教师：屈媛夏贤友 2010年 5 月20 日
课程设计任务书 2009 ～ 2010学年第 2 学期 学生：专业班级：07化学工程与工艺（精细化工向） 指导教师：屈媛夏贤友工作部门：化学与材料学院 一、课程设计题目 浮阀式连续精馏塔设计 二、课程设计容（含技术指标） 1. 工艺条件与数据 原料液量1500kg/h，含苯42%（质量分数，下同），乙苯58%；馏出液含苯98%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。 2. 操作条件 常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝对压力）；冷却水进口温度30℃，出口温度为45℃；设备热损失为加热蒸汽供热量的5% 。 3. 设计容 ①物料衡算、热量衡算； ②塔板数、塔径计算； ③溢流装置、塔盘设计； ④流体力学计算、负荷性能图。 三、进度安排 1．5月6日：分配任务； 2．5月6日-5月14日：查询资料、初步设计； 3．5月15日-5月21日：设计计算，完成报告。 四、基本要求 1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。 设计说明书具体包括以下容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。
《化工原理》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师
化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。
设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。
专业：化学工程与工艺 班级：黔化升061 姓名：唐尚奎 指导教师：王瑾老师 设计时间: 2007年1月 前言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 目录 一、设计任务 二、方案选定 三、总体设计计算-------------------------------05 3.1气液平衡数据------------------------------ 05 3.2物料衡算------------------------------------- 05 3.3操作线及塔板计算------------------------- 06 3.4全塔Et%和Np的计算----------------------06 四、混合参数计算--------------------------------07 4.1混合参数计算--------------------------------07 4.2塔径计算--------------------------------------08 4.3塔板详细计算-------------------------------10 4.4校核-------------------------------------------12 4.5负荷性能图----------------------------------14 五、筛板塔数据汇总-----------------------------16 5.1全塔数据-------------------------------------16 5.2精馏段和提馏段的数据-------------------17 六、讨论与优化-----------------------------------18 6.1讨论-------------------------------------------18 6.2优化--------------------------------------------18
化工原理课程设计 分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工题目 艺设计 板式精馏塔的工艺设计 系（院） 专业 班级 学生 学号 指导教师 职称讲师 二〇一二年六月十三日
目 录 一、化工原理课程设计任务书 ...................................................... 1 二 任务要求 .................................................................... 1 三 主要设计容 .. (1) 1、设计方案的选择及流程说明 (1) 2、工艺计算 (1) 3、主要设备工艺尺寸设计 (1) 4、设计结果汇总 (1) 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (2) 第1章 前言 (2) 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 (2) 1.2精馏塔对塔设备的要求 (3) 第二章流程的确定和说明 (3) 2.1设计思路 (3) 2.2设计流程 (4) 第三章 精馏塔的工艺计算 (5) 3.1物料衡算 (6) 3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (6) 3.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VD t 、LD t 、F t 、W t (7) 3.1.3相对挥发度的计算 (7)
3.2回流比的确定 (8) 3.3热量恒算 (8) 3.3.1热量示意图 (8) 3.3.2加热介质的选择 (9) 3.3.3热量衡算 (9) 3.4板数的确 (11) q线方程 (11) 3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及 3.4.2全塔效率 (13) 3.4.3实际塔板数 (14) 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 3.5.1操作温度的计算 (15) 3.5.2操作压强的计算 (17) 3.5.3塔各段气液两相的平均分子量 (17) 3.5.4各段组成（摩尔百分量） (19) 3.5.5精馏塔各组分密度 (19) 3.5.6平均温度下液体表面力的计算 (22) 3.5.7气液负荷的计算 (22) 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (23) 3.6.1塔径的计算 (23) 3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 (25) 3.6.3溢流装置的计算 (25)
课程设计说明书 课程设计名称化工原理课程设计 课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓名 学号 专业 班级 指导教师 提交日期
化工原理课程设计任务书 (一)设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务 (1)原料液中含氯苯35% (质量)。 (2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％(质量)。 (3)年产纯度为99.8％的氯苯吨41000吨 操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态自选。 (3)回流比R=（1.1-3）R min。 (4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔 设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。 （三）设计内容 1）．设计说明书的内容 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物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2．设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图
2) 绘制精馏塔装置图（四）参考资料 1．物性数据的计算与图表 2．化工工艺设计手册 3．化工过程及设备设计 4．化学工程手册 5．化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。
目录 前 言 ........................................................................................................................................................ 6 1．设计方案的思考 ............................................................................................................................ 6 2.设计方案的特点 .............................................................................................................................. 6 3．工艺流程的确定 ............................................................................................................................ 6 一．设备工艺条件的计算 ...................................................................................................................... 8 1．设计方案的确定及工艺流程的说明 ............................................................................................ 8 2．全塔的物料衡算 . (8) 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ...................................................................................... 8 2.2 平均摩尔质量 .......................................................................................................................... 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .............................................................................................. 8 3．塔板数的确定 ................................................................................................................................ 9 3.1理论塔板数T N 的求取 ........................................................................................................... 9 3.2 确定操作的回流比R ............................................................................................................. 10 3.3求理论塔板数 ......................................................................................................................... 11 3.4 全塔效率T E ......................................................................................................................... 12 3.5 实际塔板数 p N （近似取两段效率相同） (13) 4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13) 4.1平均压强 m p (13) 4.2 平均温度m t .......................................................................................................................... 14 4.3平均分子量m M (14) 4.4平均密度 m ρ (15) 4.5 液体的平均表面张力m σ (16) 4.6 液体的平均粘度 m L μ, (17) 4.7 气液相体积流量 (18) 6 主要设备工艺尺寸设计 ................................................................................................................ 19 6.1 塔径 ........................................................................................................................................ 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ................................................................................................ 20 7.1 溢流装置 ................................................................................................................................ 20 7.2 塔板布置 .. (23) 二 塔板流的体力学计算 ...................................................................................................................... 25 1 塔板压降 . (25)