苯—甲苯课程设计

化工原理课程设计

说明书

设计项目：苯－甲苯精馏塔工艺设计与原料液预热器选型设计

威名化工厂拟采用一板式塔分离苯－甲苯混合液。已知：原料质量流量为11500 kg/h，料液组成为40 ％（质量百分比，下同），初始温度为30℃，用流量为11000 kg/h、温度为170 ℃的中压热水加热至沸点进料；要求塔顶产品中苯的含量不小于95 ％、釜液中苯的含量不高于 4 ％。

试根据工艺要求进行：

（1）非标准浮阀式精馏塔的工艺设计；

（2）标准列管式原料预热器的选型设计。

设计附图清单：

（1）苯-甲苯系统的t-x-y关系曲线图（并标注有原料液的沸点、塔顶操作温度、塔釜操作温度查取标记）；

（2）最小回流比确定及理论塔板数计算图（在同一个x-y坐标系中表示）；

（3）精、提馏段的负荷性能图并标注精、提馏段的稳定操作区域及操作弹性计算点（在同一页面上显示两图）；

（4）绘制浮阀塔的总装配图（包括设备主图、塔板分块结构总装图—精、提馏段分别在对应主图的位置绘出，进出口接管图等。）

目录

设计任务书 (1)

课程设计成绩评定表 (2)

一、前言 (4)

二、苯－甲苯精馏塔工艺设计 (6)

（一）精馏方案的确定 (6)

（二）产品流量计算 (6)

（三）操作回流比确定 (7)

（四）理论塔板数计算 (7)

（五）实际塔板数计算 (7)

（六）塔内气、液相流量计算 (8)

（七）设计截面的选择 (8)

（八）流体物性参数计算 (8)

（九）设计截面结构参数计算 (9)

（十）负荷性能图校核与结构参数推广 (11)

（十一）塔设备附件设计及选用 (13)

（十二）浮阀塔结构参数一览表 (14)

三、列管式料液预热器的选型设计 (14)

（一）初选换热器 (14)

（二）换热器性能校核 (16)

四、参考文献 (18)

五、结束语 (19)

前言

本设计是为威名化工厂拟新建的苯-甲笨混合液分离系统进行的专项设计。

主体拟采用浮阀式精馏塔。浮阀式精馏塔是近40年发展起来的，它兼备了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大的优点。由于阀片的采用，可以随气量的变化自由升降，漏液几率低；上升气流水平进入液层，气液两相接触时间长，具有较高的塔板效率。故浮阀塔具有操作弹性大，稳定性高，分离性能好等优点。由于浮阀塔优点显着，迄今为止仍是化工蒸馏过程中使用最广泛的一种塔型。故本设计中主体分离设备拟采用该结构。

原料预热器拟采用标准U形管式换热器。众所周知，换热器是化工、石油、动力、食品及其它许多任务业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器的种类根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分为混合式、间壁式、蓄热式和中间载热体式四大类。为便于废热利用，同时考虑到使用的普遍性，故本设计中采用间壁式换热器。而间壁式换热器又以列管式换热器应用最广，具有单位体积设备的传热面积大，间壁两侧流体可通过流体输送机械控制在强制湍流状态，故传热系数大，传热效果好等优点。故本设计中对原料预热器的设计拟采用列管式换热器。又由本设计工艺条件可知，作为加热剂的热水进口温度为170℃，苯－甲苯混合液的初温为30℃，传热温差必超过50℃。因此，列管式换热器必须从结构上考虑热膨胀的影响，采取各种补偿的办法，以消除或减小温差应力。根据所采取的温差补偿措施，列管式换热器又可分为：

a)带膨胀节的固定管板式换热器

优点：结构简单,成本低；适用场合：壳程流体不易结垢或容易化学清洗，温差低于60～70℃，压力低于7kg/cm2。

缺点：壳程不易机械清洗，对高压流体膨胀节的胀缩不灵敏，温差范围低。

b)浮头式换热器

优点：热补偿范围宽，易于清洗，应用较普遍。

缺点：结构较为复杂，消耗金属材料多，浮头密封要求高，造价高。.

c)U形管式换热器

优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造。

缺点：U形管的肘管部位不易清洗，适用于管程流体不易结垢的场合。

本设计拟采用热水走管程，苯-甲苯混合液走壳程，以减少热损失，提高传热效率。由于壳程水易结垢，不易清洗；管程苯-甲苯混合液不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。

设计分为两大部分进行：

一.苯-甲苯精馏塔的工艺设计

包括：（一）精馏方案的确定；（二）产品流量的计算；（三）操作回流比的确定；（四）理论塔板数计算；（五）实际塔板数计算；（六）塔内气液相流量计算；（七）设计截面选择；（八）流体物性参数计算；（九）设计截面结构参数计算；（十）负荷性能图校核与结构参数推广；（十一）浮阀塔结构参数一览表

二.列管式料液预热器的选型设计

包括：（一）物性参数计算；（二）流体流动空间计算；（三）列管类型选择；（四）初估换器传热面积；（五）设备选型；（六）传热性能校核；（七）换热器结构参数一览表。

采用本设计方案进行苯-甲苯料液分离处理，进料液流量为11500kg/h，按一年320个工作日计算，年处理料液能力可达近9万吨，馏出产量为5.5万吨/年，釜液产量5.4万吨/年，扣除生产操作费用和塔的折旧费用，可创造可观的经济利润。

为确保设计的合理性，在本设计过程中，设计人员采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强。

本设计由倪源满、全辉辉、钱兵完成。在设计过程中得到了张洪流教授的指导和帮助，同时对于在设计中给予帮助的同仁，在此一并表示感谢！

由于时间仓促，加之设计人员的水平有限，设计中难免有不足之处，衷心希望得到各位专家的批评指正，以使设计更趋完美。

项目名称设计计算过程

一、苯－甲苯精馏塔的工艺设计

（一）精馏方案的确定

（二）产品流量计算1、相图的绘制

本设计相图数据来源于《化工原理》中实验数据。

在总压P=101.3 kPa下，取80.1C?至110.6C?共9组数据作出苯-甲苯的温度-组成相图与苯-甲苯的y－x相图，其中9组数据计算结果见附表一。

表一苯—甲苯物系在总压101.3kpa下的t-x(y)关系

t x y

80.1 1 1

84 0.816 0.919

88 0.651 0.825

92 0.504 0.717

96 0.373 0.524

100 0.257 0.456

104 0.127 0.258

108 0.057 0.125

110.6 0 0

用坐标纸绘制苯-甲苯的温度组成相图〈总压P=101.3 k Pa〉、苯-甲苯x-y相图（见设计附图）

2、分析系统

由苯-甲苯的温度组成相图知在分离区域无恒沸组成、无热敏物质存在，沸点相差30C?，组分挥发能力差异较大，故可用普通常压连续精馏方法加以分离。综合塔板性能比较，确定采用浮阀式精馏塔作为分离主体。

原料质量流量11500kg/h

料液组成40﹪

塔顶产品苯≤95﹪

塔釜产品苯含量≤4﹪

设

D

G、W

G代表塔顶、塔底产品质量流量，由进出口质量守衡有

0.95

D

G+0.04W

G=11500×0.40

D

G+W

G=11500

可求得

D

G=4549.451kg/h ,W

G=6950.549kg/h

F为料液流量（h

kmol/）,D,W分为塔顶、塔底摩尔流量（h

kmol/）。

苯

M、甲苯

M为苯、甲苯的分子量。

F

x、

D

x、W x分别苯的摩尔分率

F=115000.40

78.112

?

+115000.60

92.138

?

=133.777h

kmol/

（三）操作回流比确定

（四）理论塔板数计算

（五）实际塔板数确定

F

x=

0.40

78.112

0.4078.1120.6092.138

+

=0.440

D

x=

0.9578.112

0.9578.1120.0592.138

+

=0.957

W

x=

0.0478.112

0.0478.1120.9692.138

+

=0.047

D=F F w

D w

x x

x x

-

-

=133.777×0.4400.047

0.9570.047

-

-

=57.774h

kmol/

W=F-D=76.003h

kmol/

注:

苯

M=78.112, 甲苯

M=92.138查元素周期表

在苯-甲苯的x-y相图上,当线

F

x=0.440时与共交点为e,查得坐标值为e(0.440,0.66)。

由

m in

0.9570.66

1.35

0.660.440

R

-

==

-

取实际操作回流比R=1.7

min

R=1.7×1.35=2.295

拟采用塔釜间接加热，塔顶为全凝器。用图解法计算理论塔板数，步骤如下：

1、在x-y相中作出苯-甲苯平衡线和对角线如附图所示在对角线上定出

点a、f、b

2、作精馏段操作线ac先计算

c

y：

1

D

c

x

y

R

=

+

=0.9570.290

2.2951

=

+

，在y 轴上标定点c，连接ac即得

3、作q线，对饱和液进料，q线为通过点（0.440，0）的垂直线

4、作提馏段操作线db ，由q线与ac线交点得两操作线交点d，连b、

d即得

由图中梯级数目知：全塔理论板数为10.3块（已扣除塔釜），其中精馏段需5.5块、提馏段4.8块。

1、塔效率计算

全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有

80.1110.6

95.35

2

m

t

+

?℃

查取《化工工艺设计手册》得知，95.35℃时苯粘度为0.267cP

m=

苯

，

0.275cP

m=

甲苯

。故在全塔平均温度下平均粘度：

0.4400.2670.5600.2750.271

L

m=??cP

因苯－甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算：

A

B

p

p

a=

（六）塔内气液流量计算

（七）设计截面选择

（八）流体物性参数计算

故有101.3/39 2.597

D

a==

237.7/101.3 2.346

W

a==

2.597 2.346 2.468

D W

a a a

=??

全塔塔板效率

0.2450.245

0.49()0.49(2.4680.271)54.07

T L

E a m--

==创=﹪

2、实际塔板数

精馏段＝5.5/0.5407≈11块

提馏段＝4.8/0.5407≈9块

全塔实际塔板数为20块，其中上数第12块塔板为加料板。为便于调节浓度并考虑接管的方便，在10、14块塔板处加设辅助进料管。

精馏段气相摩尔流量

1 2.295157.774190.365/

V R D km ol h

（）（）

=+?+?

液相摩尔流量

2.29557.774132.591/

L RD km ol h

==?

对q=1时提馏段有：

液相流量/132.591133.777266.368/

L L F kmol h

=+=+=

气相流量/190.365/

V V kmol h

==

对于沸点进料的精馏过程而言，在塔底部近釜处无论气、液相的流量均为最大，故易发生过量液沫夹带、气泡夹带及液泛事故。同时该部位压降最大所以若该部位能满足设计要求的话，则其他部分也一定够满足。所以可选择塔釜上侧的塔板作为设计塔板，此外，由于该板上气、液两相组成、度均与塔釜相差甚微，故可用釜底的性质来代替该板上的气、液两相性质。由于精馏段顶部的第一块塔板上气、液两相流量最小，取易发生严重漏夜及干堰现象，所以对塔釜上侧塔板作为设计对象设计出的结构必须保证底部第一块板上的负荷性能的满足。可确定塔釜上侧塔板作为设计截面。

1、塔釜上侧塔板物性参数的计算

由液相摩尔分率0.047

W

x x

?，查y－x图得气相摩尔分率0.110

y=。

气相平均分子量

'

0.11078.1120.89092.13890.595

V W

M=??

液相平均分子量

'

0.04778.1120.95392.13891.479

L W

M=??

液相密度由式,,

1w A w B

LW

LA LB

x x

r

r r

=+计算（其中A w x,、B w x,分别为苯、甲苯质量分数）

故3

10.040.96

780.1/

780780.1LW

LW

kg m

，r

r

=+=

塔釜上侧塔板温度可视为釜底温度，因釜底近似为纯甲苯，故温度可按110.6C 计算。

此时，系统总压为常压，即P=101.3kpa，则：

（九）设计截面结构参数计算

气相密度3

101.390.595

3.059/

8.314(110.6273.1)

V

VW

PM W

kg m

RT

r

′

===

?

塔釜上侧塔板体积流量

液相体积流量

s

m

D

M

L

L

W

L

L

S

3

'

'

'0087

.0

780

3600

479

.

91

368

.

266

3600

'

=

?

?

=

=

ρ

气液体积流量''

'

'190.36590.595

1.566

36003600 3.059

V

S

V W

V M W

V

ρ

?

===

?s

m3

2、塔顶第一块板气体物性参数计算

气相摩尔分率

11

0.9570.915

D

y x x

===

，液相摩尔分率

气相平均分子量

kmol

kg

M

VDM

/

72

.

78

138

.

92

043

.0

112

.

78

957

.0=

?

+

?

=

液相平均分子量

kmol

kg

M

LDM

/

30

.

79

138

.

92

085

.0

112

.

78

915

.0=

?

+

?

=

液相密度

10.950.05

812.459

812.7807.9

A B

LDM

LDM LA LB

αα

ρ

ρρρ

=+=+=

，解得kmol

kg

塔顶温度可视为80.1℃，此时苯、甲苯饱和蒸汽压?

A

P=101.3

a

kP，

?

B

P=39.0

a

kP。此时系统为常压，即P=101.3kpa，则

101.3

p=kPa

3

101.378.72

2.715/

8.314(80.1273.1)

VDM

VDM

PM

kg m

RT

ρ

?

===

?+

气相体积流量3

190.36578.72

1.533/

36003600 2.715

VD M

S

VM

VM

V m s

ρ

?

===

?

液相体积流量3

132.59179.30

0.00359/

36003600812.459

LM

S

LM

LM

L m s

ρ

?

===

?

1、初估塔径

为确保设计有效，应取塔内气液两相载荷最大区域为设计截面，故以塔釜上侧塔板为设计截面。

11

'

22

'

0.0087780.1

()()0.0887

1.566 3.059

S L

S V

L

V

ρ

ρ

=?=

初选板间距0.6

T

H m

=；选取板上清液层高度为0.05

L

h m

=。则

0.55

T L

H h m

-=

查史密式关联图得：

20

0.11

C=

查化工工艺手册得知，110.6℃时

cm

dyn

cm

dyn18

2.

17=

=

甲苯

苯

，σ

σ，由公式

0.2

0.2

2017.962(

)

(

)

0.110.10820

20

L

C C σ==?=

空塔气速V

V

L C u ρρρ-=)8.0~6.0(

取安全系数为0.6，则有

780.1 3.059

0.60.108 1.033/3.059

u m s -=??

=

塔径'

44 1.566 1.383.14 1.033

S

V D m

u

π?=

==?

根据浮阀数要求，圆整为1.8m 。故实际操作空塔气速为：

'2

2

44 1.5660.615/3.14 1.8

S

V u m s D

π?=

=

=?

2、确定溢流方式

为提高传热和传质效果，降低液面落差，减少倾向性漏液的可能性，查取塔板溢流方式选择表确定为单溢流方式。 3、溢流装臵设计

溢流堰：

取堰长0.7 1.8 1.26W L m =?=，计算堰上清液层高度OW h ：

2.5 2.5

36000.0087

21.151.26

h W

L L

?=

=，查液流收缩系数图得E=1.04。则

2

2

332.84(

) 2.84 1.04(

)25.16h h O W W

W

L L h E m m

L L =?=??=

故堰高 5025.1624.84w L OW h h h m m =-=-= 降液管底隙及凹形受液盘：

弓形降液管底隙高度可由经验公式确定

624.84618.84W h h m m

?=-=-=

凹形受液盘的深度选50mm 。 降液管：

宽度及面积计算，由

0.7

W L D

=，查降液管面积及宽度表得：

0.09d A A

=

0.14d W D

=

2

2

0.09 1.80.2294

d A m

π

=??

= 0.14 1.80.252d W m =?=

（十）负荷性能图较核与结构参数推广

校核液体在降液管中停留时间：0.2290.615.855

'0.0087

d t

S

A H

s s

L

τ

?

===>

4、塔板布臵

取入出口安定区宽度8050

S C

W m m W m m

==

，无效区宽度。塔板结构采用分块式塔板，查取塔板分块参考表得知分块数为5，分别为两侧与边梁搭接的弓形板、中间为便利检修的通道板及矩形板。其中：

矩形板：短边长度统一规定为420mm，长边尺寸为

1

25618002252561240

L D b m m

=--=-?-=

通道板：短边长度统一规定为400mm，长边尺寸同上。

弓形板：长边尺寸同上，矢高为

[]m

n

n

D

e2

400

)1

(

18

)3

377

2

1

-

-

-

-

-

-

=（

=[]

1

1800377(53)18(51)400220267

2

m m

-?--?---?=

浮阀数及排列方式：

拟选

1

F型浮阀，浮阀数计算公式为

'

837

8~12

S v

V

N

ρ

=

1.566 3.059

837229

10

N

?

=?=个

根据采用叉排时，相邻两阀中吹进气流搅拌液层的相互作用较顺排显著，鼓泡较为均匀，接触效果好，因此，浮阀在板上的排列选用叉排且为便于分块式塔板布阀采用等腰三角形排布，阀孔间距t采用75mm；排间距/t采用100mm。

由于将对该设计进行负荷性能校核，故流体力学验算可以略去。

对塔釜上侧板块进行负荷性能较核

1、气相负荷下限线（漏液线）

该线反映漏液量达10%时的气液两相流量间的定量关系。由于漏液量为10％时，阀孔动能因数为5～6，故由公式

v

S

d

n

V

ρ

π6

~

5

4

)

(2

min

?

=

?

代入数据可解得

()23

min

3.145

2290.0390.782

4 3.059

S

V m s

=???=画出①线。

2、液相负荷下限线（干堰线）

为防止干堰必须有mm

L

L

E

L

L

E

h

W

S

W

h

ow

6

3600

84

.2

84

.2

3

2

3

2

≥

?

?

?

?

?

?

=

?

?

?

?

?

?

=

当()

2

3

3

min

3600

2.84 1.0460.00101

S

ow S

W

L

h L m s

L

??

?

=??==

?

??

，可求得，可画②线。

3、气相负荷上限线

对一般常压大塔塔而言，max 1)(F 约为(80～82)﹪。 将max 1)(F 代入泛点率两个计算公式

1m ax 2

100136() 3.059.100136(1.820.252)780.1 3.05982

(1.80.2292)0.850.14

4

v S

S L

L v

F

S S

V L Z F AbK C V L ρρρπ

+-=+?-?-=

=?

-???

得④线为 6.274176.25620.35S S V L +=

再由8278.0100)(max 1=-=

F

T V

L V S

KC

A V F ρρρ，代入数据

m ax 2

3.059100780.1 3.059

82() 2.7820.78(1.8)0.850.125

4

S S V V π-==?

??，可得画③线。

4、液泛线

液泛线⑤反映当降液管中的清夜层高度恰好等于)(w T h H +φ（即发生液泛）时气液两相流量间的函数关系：

()

w T W

S S

L V W S w h H L h L g

d N V L L E h +=+?

?+?+??()

(

153.02)

4(

34.5)3600(100084.25.15.12

2

2

3

2

φπρρ

代入数据化简得：2

223304.3860.0160.311S S S L L V ++=

通过设Ls ，代入上式计算对应的Vs ，则可得一一对应的坐标点，从而作出液泛线⑤。

表二 液泛线上的气液关系 Ls s m /1033?

0 4.5 9 13.5 18 22.5 26.5 Vs s m /3

4.41 4.165 3.9 3.525 3.0 2.20 0.723

5、液相负荷上限线

液相负荷上限线反映当液体在降液管中停留时恰好为3~5s （即将发生气沫夹带）时对应液流量，由公式

5

~3)(max f T S A H L =

，3

m ax 0.60.229

()0.034354.0

S L m

s

?=

=可画出⑥线。

综上即可作出塔釜上侧塔板负荷性能图，见设计附图。 在负荷性能图中作出提馏段操作点（0.0087，1.566），基本居于①②③④⑤⑥线所围成区域中间范围。

（十一）塔设备附件设计及选用

操作弹性＝2.804 3.58

0.782

=符合弹性3～4的要求。

同上在塔板结构参数不变下，作出精馏段的操作点（0.00359，1.574），该点居于所围区域内，可以满足生产要求。但略偏于②线，即易干堰，所以

缩小堰长和塔径的比例为0.6（也即0.6 1.8 1.08

w

l m

=?=），同时缩小精馏段板间距为0.45m，适当改观居中情况。由此可以推广至全塔。

调整结构后的顶部塔板的负荷性能图见设计附图。

1、接管规格

接管规格按各自流体或蒸汽流量，取液体速度为1.6m2/s，蒸汽速度为12~20 m2/s，算得管口直径，并查取《化工设备设计基础》，取工业常用规格。

进料管规格?57×3.5mm

回流管规格?57×3.5mm

顶部蒸汽排出管规格?350×8mm

釜液排出管规格?89×4mm

塔釜蒸汽进口管规格?350×8mm

2、塔顶捕沫器与塔顶分离空间设定

为拦截塔顶气相中的液滴，在塔顶气相出口需设臵有捕沫器。捕沫器通

常是在一上下带外丝扣的空筒内用金属丝网卷制充填，上丝扣与气相出口管

螺纹连接，下丝扣与镂空的填料压盖螺纹连接。直径比蒸汽出口管略大即可。

塔顶分离空间需考虑顶部的椭圆封头占据的高度，及回流液进口、人孔等占据的高度等来设定。

3、人孔

人孔数按照每5块塔板设臵一个，以及塔顶、加料板、塔釜必设臵人孔

的原则确定。数目为5，人孔直径为500mm，（人孔最小尺寸按照450mm确定，过大会影响塔体强度）并采用开孔补强来减少因开孔对塔体强度的影响。考虑到人孔的尺寸、强度及进出方便等，对人孔所在的板间距进行放大到700mm。

4、塔釜分离空间高度

塔釜分离空间高度的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆封头、液位计、

釜底蒸汽进口、人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定（通常要求精馏塔

停车后底流排放时间为40min左右）。

5、裙座

参照《化工设备设计基础》教材确定，材料选择 Q235-A·F。

〈十二〉浮阀塔结构参数一览表

二、U形管式原料液预热器的选型设计（一）初选换热器

表三浮阀塔结构参数一览表

名称精馏段提馏段塔径（m） 1.8 1.8

板间距（m）0.45 0.6

溢流方式单溢流单溢流塔板数（块）11 9 出口堰高度（mm）21.85 24.84

出口堰长度（m） 1.08 1.26 弓形降液管宽度（m）0.216 0.252

弓形降液管底隙高度（mm）15.85 18.84

凹形收液盘深度（mm）50 50 浮阀数（个/每板）229 229 塔板分块数 5 5 通道板尺寸（mm）1312×400 1240×400

矩形板尺寸（mm）1312×420 1240×420

弓形板尺寸（mm）长边1312，矢高267 长边1312，矢高267 进料管规格、个数?57mm×3

回流管规格?57×3.5mm

顶部蒸汽排出管规格Φ350×8mm

釜液排出管规格Φ89×4mm

塔釜蒸汽进口管规格Φ350×8mm

塔顶捕沫器规格Φ400mm×100mm

人孔数及规格5×500mm

裙座Q235-A·F 3060mm

塔高（m）18.5m

1.基本数据的查取

混合液的定性温度943062

2

+

=℃

自附录查得苯及甲苯在定性温度下的物性数据，并通过计算可得混合液的物性数据为

ρ＝871kg/m3，μ=0.37×10-3Pa?s，C=1.86kJ/kg?℃，λ=0.152W/m?℃。

热水进口温度为170℃，根据热量衡算，算的热水出口温度为141.3℃

水的定性温度170141.3155.65

2

+

=℃

自附录查得水在定性温度下的物性数据为

ρ＝907.4 kg/m3，μ＝0.173×10-3Pa?s，C＝4.346 kJ/kg?℃，λ＝0.683W/m?℃，P r=1.1。

2．流径的选择

由于减少热量损失，增强加热效果，决定水走管程，混合液走壳程。 3．热负荷的计算

因换热过程为加热过程，故热负荷应取冷流体苯的吸热量。又因为对该过程而言，热损失越小越有利于加热。

Q =,m c q c C (21t t -)

=(11500/3600)×1.86×(94－30) =380.88kW

4．传热温度差计算

依照前言中的加热方案，该原料预热器拟采用U 形管式换热器。故传热推动力如下：

先求逆流时的平均温度差：

'

12m 12

(141.330)(17094)

92.5141.330ln

ln 17094

t t t t t ?-?---?=

=

=?--?℃

计算R 和P

1221170141.30.459430T T R t t --=

=

=--

2111

94300.4617030

t t P T t --==

=--

由R 和P 查图4-9a ，t ??＝0.96>0.8，故选用单壳程、偶数管程可行。

?t m =t Δ??t 'm ＝0.96×92.5＝88.8℃

5．选K 值，估算传热面积 参照表4-4，取K =450W/m 2?℃

3

m

380.88109.5345088.8

Q S K t ?=

=??计＝

m

2

6．初选换热器型号 由于两流体温差大于50℃，??t ≥0.8，且管程流体较洁净、不需要清洗，可选用浮头式换热器，由浮头式换热器的标准系列，初选换热器型号为：3400 1.6544

25

A E S ---

- I 。主要参数如下表：

外壳直径 800mm 公称压力 1.6MPa 公称面积 54m 2 实际面积 15.6 m 2 管子规格 Φ25×2.5mm

管长 3000mm

管子数 68 管程数 4 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0.0053m 2

管间距

32mm

采用此换热器，则要求过程的总传热系数为

3

m

380.8810274.95

15.688.8

Q K S t ?=

=??需实＝

W/m 2?℃

（二）换热器性能校核1、核算压降

（1）管程压降

∑?+

?

=

?

p

s

t

2

1

i

)

(N

N

F

p

p

p

F t＝1.4 N s＝1 N p＝4

管程流速110000.635

3600907.40.0053

u==

??

m/s

4

3

0.020.635907.4

Re 6.66110

0.17310

d uρ

μ-

????

===?

?

对于钢管，取管壁粗糙度ε＝0.1mm ε/d=0.1/20=0.005

查莫狄图，得λ＝0.037

22

1

i

3907.40.635

0.0371015.33

20.022

L u

p

d

ρ

λ

?

?=?=??=Pa

22

2

907.40.635

3()3()548.83

22

u

p

ρ?

?===Pa

i12t s p

()(1015.33548.83) 1.448759.296 p p p F N N

?=?+?=+??=

∑Pa <10kPa

（2）壳程压降

∑?+

?

=

?

s

s

'

2

'

1

o

)

(N

F

p

p

p

F s＝1.15 N s＝1

2

)1

(

2

o

B

c

o

'

1

u

N

n

Ff

p

ρ

+

=

?

管子为正三角形排列F＝0.5

=

c

n D/t－1=0. 8/0.032－1=24

取折流挡板间距h=0.2m，则N B=(L/h)－1=(3/0.2)－1=14

A o=h(D－n c d o)=0.2×(0.8－24×0.025)＝0.04m2

壳程流速11500/36000.092

0.04871

o

u==

?

m/s

3

o o

o3

0.0250.092871

Re 5.4110

0.3710

d uρ

μ-

??

===?

?

f o＝5.0Re o－0.228=5.0×(3

5.4110

?)－0.228=0.704

2

'

1

8710.092

0.50.70424(141)467.1

2

p

?

?=??+=Pa

22

'o

2B

220.28710.092

(3.5)14(3.5)154.82

20.82

u

h

p N

D

ρ??

?=-=?-=Pa

o

(467.1154.82) 1.151715.2

p

?=+??=

∑Pa<10kPa

可知，管程和壳程压降都能满足工艺要求。

8．核算传热系数

（1）管程对流传热系数

0.840.80.3

i

i

0.683

0.023R e Pr0.023(6.66110) 1.1

0.02

n

d

λ

α==????

参考文献

国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册(上册)，北京，化学工业出版社，1985.7 国家医药管理局上海医药设计院，化工工艺设计手册(下册)，北京，化学工业出版社，1985.7 张洪流，化工原理（上册），上海，华东理工大学出版社，2006.11 张洪流，化工原理（下册），上海，华东理工大学出版社，2006.11 张洪流，流体流动与传热，北京，化学工业出版社，2002.6 谭天恩，化工原理（上册、下册），北京，化学工业出版社，2006.6

结束语

综上所述，本设计方案是切实可行的，设计结果完全可以满足威名化工厂苯－甲苯分离系统的工艺要求，且操作弹性大、分离性能好、造价相对较低，符合最优化生产要求。

＝5839.4W/m 2?℃

（2）壳程对流传热系数（凯恩法）

w 3

155

.0e o

o )

(

)

(36

.0?λ

μ

μ

ρ

λ

αp c u d d =

由于换热管采用正三角形排列，故

02

.0025

.0)

025.04

032

.02

3(4)

4

23(42

2

o 2

o 2

e =??-

?=

-

=

ππ

ππ

d d t d m

e 3

0.020.092871

4331.460.3710

d u ρ

μ-??=

=?

3

3

1.86100.3710

4.5280.152

p c μ

λ

-???=

=

壳程混合液被加热，取?w =1.05

0.55

13

o 0.1520.36(4331.46)

4.528

1.05

0.02

α=?

???=475.4W/m 2?℃

（3）污垢热阻 参照表4-5，管内外污垢热阻分别取为

R si =2.1×10－4m 2?℃/W R so =1.72×10－4m 2?℃/W

（4）总传热系数 忽略壁面热阻，则总传热系数为

o

so si i i o

1

1

αα+

++=

R R d d K 计

4

4

1

0.025

12.110 1.72105839.40.02475.4

--=

+?+?+

?

＝370.4W/m 2?℃

因K 计/K 需＝370.4/274.95＝1.35，故所选换热器是合适的。

选型设计结果：选用浮头式换热器，型号：3

400 1.654425

A E S ---- I 。

然而在设计过程中，我们也遇到了一些难以解决的问题，经过反复修改，结果仍然不尽人意。例如，以塔釜上侧塔板为设计板面确定的塔板结构参数在向全塔推广时，靠近塔釜板基本处于可操作区域中心，但是靠近塔顶塔板负荷性能图中的操作点()S S V L ，向左偏移，这意味着精馏段易发生“干堰”现象。虽缩小堰长占塔径的比例，以及调整了板间距，但操作点依然没有位于操作区域中心，从而为塔设备生产安全带来隐患。其根本办法唯通过减小塔径来解决，但其结果将导致精馏段与提馏段塔径不一，即异径塔，这样不但会降低塔体强度，而且会增加精馏塔自身建造的成本费用。若时间充裕，可适当缩小提馏段的直径，这样便可两全其美。此为设计遗憾之一。

换热器的选型也不是很完美。所选的换热器压降核算合格，然而在传热系数的核算中 K 计/K 需＝1.35，不在1.1到1.25之间。主要是管程及壳程对流传热系数偏大。可通过调节流速来使最终的传热系数落在合适的范围。然而要改变流体流速，必须重新选择换热器。由于时间仓促，来不及重新选择，实为设计的又一遗憾。

为期两周的化工原理课程设计即将结束，通过设计使我们对化工原理课程的重要性有了更为深刻的认识，同时对我们所学的化工原理知识进行了有效的实战演练，收获和感慨颇多。谨在此对在我们设计过程中一直给予帮助与指导的张洪流教授致以崇高的敬意！

123化工原理课程设计 --列管式换热器-- 院 系: 化学化工学院 班 级： A0511 学 号: 20 姓 名： 余海君 指导老师： 李国朝 完成时间： 2007-12-06 A.设计方案简介

我生产的主要工艺流程是苯进入换热器，饱和水蒸气走壳程，冷却剂苯走管程冷却饱和水蒸气。

B.列管式换热器的设计 （一）.设计任务和操作条件;

需要用150KPa 的饱和水蒸气将常压下200C 的苯加热到750C ，苯的质量流量为45吨/h 。试设计一列管式换热器,要求换流器的管程压降小于30KPa ，设计完成上述任务的列管式换热

器。

（二）.确定设计方案;

1. 选择换热器类型

两流体温度变化情况,热流体进口温度为111℃,出口温度为111℃,冷流体进口温度为20℃,出口温度为75℃.该换热器用水蒸气加热,两流体的温差不是很大,故采用固定管板式换热器.

2.由于水蒸气上海松江保洁公司,易于排除冷凝液,故安排走管间(壳程),根据黏度等性质,苯安排走管内(管程).

3.确定物性系数

a.定性温度可取流体进出口温度平均值;

壳程流体(苯)的定性温度: 0C

管程流体(饱和水蒸气)的定性温度:t=1110C

b.根据定性温度查得管.壳程流体的物性数据;

苯在47.5℃下的有关物性参数如下：

密度ρ1＝856.11kg/m3

定压比热容Cp1＝1.763kJ/kg℃

热导率λ1＝0.1407W/m?0C

粘度μ1＝0.4412mPa?s

饱和水蒸气在1110C下的物性参数如下：

密度ρ2＝951.01kg/m3

定压比热容Cp2＝4.234kJ/kg℃

热导率λ2＝0.6851W/m?0C

粘度μ2＝0.259mPa?s

(三). 估算传热面积;

1.计算热负荷（忽略热损失）

2. 饱和水蒸气用量（忽略热损失）

3. 传热平均温度差

先按逆流计算: 饱和水蒸气: 1110C →1110C

苯: 750C ←200C

360C 910C

由于△T1/△T2<2;

所以:℃

(四)．初算传热面积;

参照传热系数K的大致范围，取K=430W/（m²?0c）

则估算传热面积:

考虑15%的面积裕度,则实际面积:

(五).工艺结构尺寸;

1. 选管规格;

选用Ф25mm×2.5mm的无缝废旧钢筋调直机，内径, , 管长5 .

2.总管数和管程数;

总管子根数：

单程时的流速：u

单程时流速较低，为提高效果，考虑用多程，按管程流速的推荐范围，选管程的流速为U=0.75，所以管程数：Np= = 2

3. 确定管板布臵；

为便于排布，管的数目一般采取管程的倍数，即：n=128根，我们采用正三角形的排布方式，管与管板采用焊接的结构。

离心距取：a=1.25 =32mm

横过中心线管数：=1.1 = =13根

4．管体内径的确定；

采用多管程结构，取管板利用率η=0.75，则壳体内径为：

按壳体标准圆整取

换热管长径比，在推荐范围内，比较合适，可采用卧式装臵。

5．实际管数的确定；

由管板布臵可以知：排管数总数确定为128根；

参考有关数据资料可知：管板厚度为40mm，设管子与管板焊接时伸出管板长度为3mm，所以换热器

实际传热面积为：A=n （-2 ）=49.43

管程实际流速

6．折流挡板数；

采用弓形折流板，取圆缺形折流板面积为壳体面积的25%，则切去圆缺高度为：

因壳程为单相上海普陀保洁公司流体，所以折流板缺口饱和水蒸气平上下布臵。缺口上下的折流板底部开一90度小缺口，以便停器时排净器内残液。

取折流板间距：B=0.3D 则

折流板数：

7．其它附件

选拉杆直径为16mm，拉杆数量为6根。

8．接管

a．管程流体进口接管。取管内流速u=0.7m/s

则接管内径：

按管子标准圆整=170mm的无缝钢管。

b．壳程流体进出口接管。取管内流速u=5.0m/s

则接管内径：

按管子标准圆整无缝skf轴承。

（六）．换热器校核;

Ⅰ.传热面积校核;

1．总传热系数K的计算;

a.管内传热膜系数：

按式计算，流体被加热，取n=0.4

b.管外传热膜系数：

管子按正三角形排列，则传热当量直径为

壳程流通截面积：

壳程流体流速：

壳程中饱和水蒸气被冷却，取

c. 污垢热阻和管壁热阻

查附录六，管内、外侧热阻分别取，；已知管壁厚度δ=0.0025m；取碳钢导热系数

d. 总传热系数K为

2．传热面积校核;

所需传热面积

前已算出换热器的实际传热面积49.43 ，则：

说明该换热器有16%的面积裕度，在10%-25%范围内，能够完成生产任务。

Ⅱ.壁温的计算;

传热管壁温可由下式估算

已知; ; ; ;

换热管平均壁温为：

壳体壁温可近似取为壳程流体的平均温度，即TW=1110C。壳体壁温与换热器壁温之差为：

该温差小于500C，故不需设臵温差补偿装臵。

Ⅲ.核算压力降;

1.管程压力降：

已知; .4; ;u=0.73m/s; (层流)。

λ=

2.壳程压力降

已知：Fs=1.15;Ns=1,有

管子按正三角形排列F=0.5,

折流挡板间距

折流挡板数

壳程流通截面积

壳程流速：

>500

所以：

流体流过折流板缺口的阻力：

计算结果表明，管程和壳程的压力降均能满足设计要求。

(七) .换热器的功能参数明细;

换热器的功能参数

传热面积49.43?

工艺参数管程壳程

物料名称苯饱和水蒸气

操作压力150kpa 150kpa

操作温度47.5℃111℃

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

苯-甲苯体系板式精馏塔设计

化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率） 物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计） 物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含： 方案选择和流程设计； 工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）； 主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图； （设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；

②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用

年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计

BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计 说明书 题目：年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续 精馏塔的设计 院（系、部）：化学工程系 姓名： 班级： 学号： 指导教师签名： 2015 年4 月12 日

摘要 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔

ABSTRACT Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve tower

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 苯-甲苯浮阀精馏塔共19页

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。

苯甲苯精馏塔课程设计说明书

西北师大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计

前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的意。 作者 2013年12月

苯与甲苯精馏塔课程设计

《化工原理课程设计》报告 年处理5.4万吨苯-甲苯精馏装置设计 学院：化学化工学院 班级：应用化学101班 姓名：董煌杰 学号：10114308（14） 指导教师：陈建辉 完成日期：2013年1月17日

序言 化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必 修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。 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 (1) 二、设计计算 (3) 1）设计方案的选定及基础数据的搜集 (3) 2) 精馏塔的物料衡算 (7) 3) 塔板数的确定 (9) 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (21) 6) 塔板主要工艺尺寸的计算 (23) 7) 塔板负荷性能图 (27) 三、个人总结 (36) 四、参考书目 (37)

化工原理课程设计苯-甲苯板式精馏塔设计

化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级：11级化工本2 姓名：申涛 指导老师：代宏哲 2014年7月

目录 一序言 (3) 二板式精馏塔设计任务书 (4) 三设计计算 (5) 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 1.2 精馏塔的物料衡算 (8) 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18) 1.6 筛板的流体力学验算 (21) 1.7 塔板负荷性能图 (24) 四设计结果一览表 (30) 五板式塔得结构与附属设备 (31) 5.1附件的计算 (31) 5.1.1接管 (31) 5.1.2冷凝器 (33) 5.1.3 再沸器 (33) 5.2 板式塔结构 (34) 六参考书目 (36) 七设计心得体会 (36) 八附录......................................................................................... 错误!未定义书签。

一序言 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。

化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

资料 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。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃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。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，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。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的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。 |

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目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)

苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

设计任务书 设计题目： 苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件： 常压： 1p atm = 处理量： 100Kmol h 进料组成： 0.45f x = 馏出液组成： 98.0=d x 釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 加料状态： 0.96q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录 摘要 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面张力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)

苯-甲苯精馏塔设计

西北师范大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计 学生姓名: 卢东升 学号: 201173020228 2014年1月3日

前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学内容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的谢意。 作者 2013年12月

苯-甲苯精馏塔课程设计

* 化工原课程设计* 换热器工艺初步设计 学生：学号： 专业：班级： 成绩： 指导教师： 设计时间：年月日至年月日 环境与生命科学系

目录 绪论 (3) 塔板的工艺设计 (4) 一、精馏塔全物料衡算 (4) 二、常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (4) 三、理论塔板的计算 (8) 四、塔径的初步计算 (9) 五、溢流装置 (11) 六、塔板分布、浮阀数目与排列 (12) 塔板的流体力学计算 (14) 一、气相通过浮阀塔板的压降 (14) 二、淹塔 (14) 三、雾沫夹带 (15) 四、塔板负荷性能图 (16) 塔附件设计 (19) 一、接管 (19) 二、简体与封头 (20) 三、除沫器 (20) 四、裙座 (21) 五、手孔 (21) 塔总体高度的设计 (21) 一、塔顶部空间高度 (21) 二、塔的底部空间高度 (21) 三、塔总体高度 (21) 附属设备设计 (21)

绪论 1、工艺流程简介 连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等． 原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品． 2、主要设备的型式 塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口等塔板的选择。 塔板选择浮阀塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使气速不致过高。浮阀塔板的优点是生产能力大，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，压强小，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。 3、操作压力的确定 采用操作压力为常压，即P＝4 kPa (表压)。 4、进料状态与塔板数，塔径，回流量及塔的热量负荷都有密切的关系. 蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜只须安装鼓泡管，不须安置宠大的传热面。这样在设计费用上可节省许多。5、加热方式的确定 6、热能的利用 蒸馏过程的特征是重复地进行汽化和冷凝，因此，热效率很低，所以塔顶蒸汽和塔底残液放出的热量利用要合理，这些热量的利用，要考虑这些热量的特点，此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以节能。

化工原理课程设计苯甲苯的分离(筛板塔)

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)

苯-甲苯筛板精馏塔课程设计

河西学院 Hｅxi Ｕniｖersiｔy 化工原理课程设计 题目: 苯-甲苯筛板式精馏塔设计学院：化学化工学院

专业：化学工程与工艺 学号: 姓名: 指导教师： 2014年１２月6日 目录 化工原理课程设计任务书 1．概述 (5) 1.1序言 ....................................................................................................................... ５ 1.2再沸器?5 1.3冷凝器?5 2．方案的选择及流程说明?6 3.塔的工艺计算?6 3.1原料及塔顶塔底产品的摩尔分率?７ 3.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7) 3．3物料衡算?7 4．塔板数的确定 (7) 4.1理论塔板数T N (7)

4.2最小回流比及操作回流比?8 ４.３精馏塔的气、液相负荷?８ 4.4操作线方程 .............................................................................. 错误!未定义书签。 4．５图解法求理论塔板数 (9) 4.6实际板层数?9 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据................................................. 错误!未定义书签。 5.1操作压力?9 5．２操作温度?１0 10 ５.３平军摩尔质量? 5.4平均密度?１1 ５.5液体平均表面张力 ........................................................................................... 1２ 5.6液体平均黏度 ..................................................................................................... 1２ 13 ６.精馏塔的塔体工艺尺寸? 6.1塔径 (13) 6.2空塔气速 (13) 6.3实际空塔气速 (14) 6．４精馏塔有效高度?错误!未定义书签。 7．踏板主要工艺尺寸的设计......................................................................................... １5７.１塔板布置 .......................................................................................................... 1８ 7.２.塔板布 置………………………………………………………………………….1８

苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计

目录 一、苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————————————2 （一）设计题目———————————————————————————2 （二）操作条件———————————————————————————2 （三）设计内容———————————————————————————2 二、苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）—————————— 3 （一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————4 （二）全塔的物料衡算————————————————————————4 （三）塔板数的确定—————————————————————————4 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————6 （五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————7 三、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————8 四、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（标准系列）————————8 （一）确定流体流动空间———————————————————————9 （二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据————————————9 （三）计算热负荷——————————————————————————10 （四）计算有效平均温度差——————————————————————11 （五）选取经验传热系数K值—————————————————————12 （六）估算换热面积—————————————————————————12 （七）初选换热器规格————————————————————————13 （八）核算总传热系数K0———————————————————————13 （九）计算压强降——————————————————————————13

苯-甲苯浮阀精馏塔课程设计

目录 1 课程设计的目的 (3) 2 课程设计题目描述和要求 (3) 3 课程设计报告内容 (4) 4 对设计的评述和有关问题的讨论 (22) 5 参考书目 (22) 1苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 2 课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，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，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 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：3 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。

苯甲苯精馏塔的课程设计说明书

《化工原理》课程设计 设计题目苯-甲苯精馏塔的设计 学生 指导教师讲师 年级 专业 系部 课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 原料苯含量：质量分率= 45.5%

原料处理量：质量流量=20.5t/h 产品要求：苯的质量分率：x D =98%，x W=1% 2、操作条件 常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。 3、设备型式：筛板塔 三、设计容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等） 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径 （2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等） （3）塔高 4、流体力学验算与操作负荷性能图 5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等） 6、结果汇总表 7、设计总结 8、参考文献 9、塔的设计条件图（A2） 10、工艺流程图（A3） 四、图纸要求 1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）； 2、精馏塔条件图（1＃图纸）。

摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。 3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。 4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。 关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔

苯-甲苯

襄樊学院 化工原理课程设计 论题：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计 系别：化学工程和食品科学学院 班级：化学工程和工艺0711 指导老师：田志高 学生姓名：张力 学号： 07115042 目录 一、前言 (1) （一）塔设备设计概述： (1) （二）板式精馏塔设备选型及设计 (1)

二、设计方案的确定 (2) 三、精馏塔的工艺计算和论叙 (3) （一）精馏塔的物料衡算 (3) （二）塔板数的确定 (4) （四）.塔体工艺尺寸的计算: (7) （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： (9) 四、筛板的流体力学验算 (12) 五、塔板负荷性能图： (14) 1、漏夜线： (14) 2、液沫夹带线： (15) 3、液相负荷下限线： (16) 4、液相负荷上限线： (16) 5、液泛线： (17) 6、负荷性能图： (18) 六、板式塔的结构和附属设备： (18) （一）塔顶结构： (18) 七、塔体设计总表： (19) 八、方案优化 (20) 一、前言 （一）塔设备设计概述： 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气（或汽）液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。 塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。 最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。 （二）板式精馏塔设备选型及设计 因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。 1、工业上常见的几种的板式塔及其优缺点： Ⅰ、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调

苯-甲苯分离精馏塔设计

摘要 在化工生产中，精馏是最常用的单元操作,，是分离均相液体混合物的最有效方法之一。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。70年代初能源危机的出现，突出了节能问题。随着石油化工的发展，填料塔日益受到人们的重视，此后的20多年间，填料塔技术有了长足的进步，涌现出不少高效填料与新型塔。苯和甲苯的分离对于工业生产具有重要的意义。 关键词：苯甲苯精馏塔

第一章文献综述 1.1苯 1.1.1苯的来源 工业上大量的苯主要由重整汽油及裂解汽油生产，甲苯歧化、烷基苯脱烷基等过程也是苯重要的工业来源，由煤焦化副产提供的苯占的比例已经很小。不同国家和地区的苯供应情况各不相同：美国主要从重整汽油中获得；西欧主要来自裂解汽油；中国则主要由重整汽油及炼焦副产品生产。由重整汽油及裂

解汽油分离苯在石脑油经催化重整所得的重整汽油中，约含苯6％（质量），用液-液萃取法将重整汽油中芳烃分出，再精馏得到苯、甲苯、二甲苯。由烃类裂解得到的裂解汽油中，苯含量最高可达40％（质量）,工业上也用液-液萃取的方法从中抽提芳烃,然后精馏得苯等芳烃组分,但萃取前需先用催化加氢方法除去裂解汽油中的烯烃及含硫化合物等杂质。（见芳烃抽提） 脱烷基制苯所用烷基苯可以是甲苯、二甲苯或多烷基苯，由芳烃的供需平衡决定。烷基苯脱烷基工艺可分为催化脱烷基法和热脱烷基法。催化脱烷基法反应温度500～650℃，压力3.0～7.0MPa,用负载于氧化铝上的铬、钴或钼系催化剂，特点是能耗低，但因催化剂易结焦，需有较大的氢／烷基苯比，俗称氢油比。此外，还要求原料中非芳烃含量不能太高。热脱烷基法允许原料中非芳烃含量较高,反应温度比催化脱烷基法高约100～200℃，压力为3.0～10.0MPa，特点是操作比较简单,但能耗大、反应器材料要求高。两种脱烷基法流程十分相似(图2),其主要差异只是在反应器构造上。原料与氢混合加热后进入反应器。反应后，混合物经冷却进入气液分离器，分出氢气等气相物料。液相混合物经稳定塔、白土处理器，最后再经精馏塔得产品苯。脱烷基反应的关键是维持正常温度，温度过高引起苯收率下降和严重结焦，故应及时移出反应热（可用低温氢为冷却剂）。两种脱烷基的甲苯单程转化率都在70％～85％，苯收率95％～98％。