《化工原理》课程设计
设计题目：
苯—氯苯精馏过程板式塔设计
姓名：学号：
学院：
专业：应用化学
2012年9月10日
目录
设计主要内容 (1)
一设计方案的确定及流程说明 (1)
二精馏塔的物料衡算 (4)
三精馏塔板数的确定 (4)
四精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 (7)
五精馏塔主要工艺尺寸计算 (11)
六精馏塔塔板的工艺尺寸 (12)
七精馏塔塔板的流体力学验算 (14)
八精馏塔塔板的负荷性能图 (17)
九精馏塔辅助设备选型与计算 (20)
十、设计结果概要 (23)
设计总结和评述 (24)
参考文献 (25)
设计主要内容
一设计方案的确定及流程说明
1、操作压力
蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2、进料状况
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。
但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。
3、加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。
直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
4、冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。只有要求的冷却温度较低，考虑使用冷却盐水来冷却。本实验用循环水。
因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常
压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式。
本设计任务为分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏方法，设计中采用泡点进料，将混合料液经预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作为塔顶产品经冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入储罐。工艺流程图见附图。查阅有关资料得知苯和氯苯的一些性质如下： 1.苯和氯苯的物理性质
表1.1苯和氯苯的物理性质
2.苯－氯苯的气液相平衡数据
表1.2苯－氯苯的气液相平衡数据
3.组成饱和蒸气压0i
p
表1.3苯－氯苯的组成饱和蒸气压
4.液相密度ρ
表1.4苯－氯苯的液相密度ρ
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 其中：t ——温度，℃
5.液相粘度μL
表1.5苯－氯苯液体粘度μL
6. 组分的表面张力
表1.6苯-氯苯液体表面张力σ
二 精馏塔的物料衡算
1、原料液及塔底产品含苯的摩尔分率
苯的摩尔质量M A =78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量M B =112.56kg/kmol
6837.011
.78/60.056.112/40.011
.78/60.0=+=
F x
9930.011
.78/99.056.112/01.011
.78/99.0=+=D x
0043.011
.78/003.056.112/997.011
.78/003.0=+=w x
2、平均摩尔质量
kmol kg M F /01.8956.112*)6837.01(11.78*6837.0=-+= kmol kg M D /35.7856.112*)9930.01(11.78*9930.0=-+=
kmol kg M W /41.11256.112*)0043.01(11.78*0043.0=-+=
3、物料衡算
依题意：以300天计，一天24小时，有：
==1650*1000
2.039/300*24*112.41
W kmol h
总物料衡算：=+?=+2.039F D W F D
苯物料衡算：=+*0.6837*0.9930 2.039*0.0043F D
联立解得：=6.518/F
kmol h =4.479/D kmol h
三 精馏塔板数的确定
1、理论板数N T 的求取
苯—氯苯物系属于理想物系，可采用阶梯图解法求取N T ，步骤如下： （１）根据苯—氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x-y
依据x p
p y p p p p x A B A B
=--=,，天津地区大气压为101.08kpa （约758mmHg ），得下表： 表3.1苯—氯苯物系的气液平衡数据
设计中塔内压力接近常压，课使用表中所给为常压下的相平衡数据。 （2）确定操作回流比
将表3.1中数据作图3.1，得x-y 曲线。泡点进料，q=1,在x-y 图上，x q =x F =0.6837，做q 线交平衡线于q 点，读得y q =0.915，则最小回流比为：
min 0.9930.915
0.3380.9150.684
D q q q
x y R y x --=
=
=--
取操作回流比为2min 20.3380.676R R ==?= （3）气液相负荷 精馏段：
0.676 4.479 3.025/(1)(0.6761) 4.4797.506/L RD kmol h
V R D kmol h
==?==+=+?=
提馏段：
' 3.025 6.5189.543/'7.506/L L F kmol h
V V kmol h
=+=+===
（4）操作线方程
精馏段：
10.6761
0.9930.4030.597110.67610.6761
D R y x x x x R R =
+=+?=+++++
提馏段：
''3.025 6.518 2.039'0.0043 1.272'0.001173.025 6.518 2.039 3.025 6.518 2.039W
L qF W
y x x L qF W L qF W x x +=
-+-+-+=-?=-+-+-
（5）图解法求理论板层数
精馏段操作线方程过点a （D x ,D x ）即（0.993，0.993）和点b （0，0.597），连接ab 即得精馏段操作线，ab 交q 线于点d （0.684，0.850），提馏段操作线方程过点c （W x ,W x ）即点（0.0043，0.0043）和点d ，连接cd 即得提馏段操作线。自a 点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线，求解结果为：
总理论板层数：8.2T N =（包括再沸器），精馏段3.3块，提馏段4.9块，第4块为进料板位置。
图3.1苯－氯苯的气液平衡x-y 图
2、实际板层数N P 的求解
（1）全塔效率T E
根据表1绘出t-x-y 图（图3.2）。
图3.2苯－氯苯的气液平衡t -x-y 图
由图查得进料温度为91.8℃，在此平均温度下根据基础数据，用线性插值法查的该温度下组分黏度为：s m Pa 275.0?=A μ，s m Pa 282.0?=B μ。
液相平均密度：
()()278.0638.01282.0638.0275.01=-?+?=-+==∑F B F A i i m x x x μμμμ
实际塔板效率：
512.0278.0lg 616.017.0lg 616.017.0=-=-=m T E μ
（2）实际塔板数p N （近似取两操作段塔板效率相同） 精馏段：1 3.3/0.512 6.4p N ==块，取7块
提馏段：2 4.9/0.51218.6p N =-=块，取29p N =块 总塔板数1216p p p N N N =+=块（不包括再沸器）
四 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算
1、平均压强
m p
取每层塔板压降：0.6p kPa ?=
塔顶操作压力：101.085106.08kPa D p =+= 进料板压力：106.080.63107.88kPa F p =+?= 塔底操作压力：106.080.616115.68W p kPa =+?= 精馏段平均压力：1(106.08107.88)/2106.98m p kPa =+= 提馏段平均压力：2(107.88115.68)/2111.78m p kPa =+= 2、平均温度
m t
采用图解法，分别绘出塔顶、进料板、塔底苯氯苯系统T-x-y 图；
由D x =0.9930, F x =0.6837，W x =0.0043,查相应图根据与泡点线的交点可得： 塔顶温度t D =84.20C 进料板温度t f =94.30C 塔釜温度t W =137.1℃ 精馏段平均温度：m1D F ()/2(84.294.3)/289.25t t t =+=+=℃ 提馏段平均温度：
m2F W ()/2(137.194.3)/2115.7t t t =+=+=℃
全塔平均温度： o
()/2(84.2137.1)/2
110.65C
m D W t t t =+=+
= 3、平均摩尔质量m M
塔顶： 10.993D y x ==，10.908x =（查相平衡图）
(),0.99378.1110.993112.5678.35kg/kmol VD m M =?+-?= (),0.90878.1110.908112.5681.28kg/kmol LD m M =?+-?=
进料板：由图解理论板得0.867F y =，0.570F x =（查相平衡图）
(),0.86778.1110.867112.5682.69kg/kmol VF m M =?+-?= (),0.57078.1110.570112.5692.92kg/kmol LF m M =?+-?=
塔底：由0.0043n x =，查平衡曲线得0.0105
n y =
,0.010578.11(10.0105)112.56112.20kg /kmol
VW m M =?+-?=
,0.004378.11(10.0043)112.56112.41kg /kmol
LW m M =?+-?=
精馏段平均摩尔质量
1(78.3581.28)/279.82kg /kmol
Vm M =+=
1(81.2892.92)/287.10kg /kmol
Lm M =+=
提馏段平均摩尔质量
2(112.2082.69)/297.45kg /kmol
Vm M =+=
2(112.4192.92)/2102.67kg /kmol
Lm M =+=
4、平均密度m ρ
（1）汽相平均密度m V ρ,
由理想气体状态方程计算，即 精馏段：()31111106.9879.82
2.834kg/m 8.31427
3.1589.25m Vm Vm m p M RT ρ?=
==?+
提馏段：()
32222111.7897.45
3.369kg/m 8.314273.15115.7m Vm Vm m p M RT ρ?=
==?+
（2）液相平均密度m L ρ, 液相平均密度依下式计算，即
i i Lm
1
/a ρρ=∑(i a 为质量分率)
利用表1.4中数据，采用线性内插法得：
D 84.2t C =?时，（33
A B 812kg/m ,1034kg/m ρρ==）
F 94.3t C =?时，（33A B 799kg/m ,1025kg/m ρρ==）
W 137.1t C
=?时，（
33
A B 747kg/m ,974kg/m ρρ==）
塔顶液相平均密度m 3LD 1
813.2kg/m 0.993/8120.007/1034
ρ==+
进料板液相平均密度
0.5478.11
0.449
0.5478.110.46112.56A a ?=
=?+?
m 3
LF 1
909.5kg/m 0.449/7990.551/1025ρ==+
塔底液相平均密度m 3LD 1
971.5kg/m 0.9957/9740.0043/747
ρ==+
精馏段液相平均密度
3
Lm1(815.6909.5)/2862.55kg/m ρ=+=
提馏段液相平均密度
3Lm2(909.5982)/2945.75kg/m ρ=+=
5、液体的平均表面张力m σ
液相平均表面张力依下式计算：∑=
i
i
Lm x σ
σ
塔顶，由℃1.83=D t ，查表 1.6，用线性插值法查的该温度下组分表面张力为：
mN/m 83.20,=A D σ；mN/m 85.25,=B D σ
0.99320.830.00725.8520.86mN /m LDm σ=?+?=
进料板，由C 4.39o
=F t ，查表1.6得：mN/m 37.19,=A F σ；mN/m 58.24,=B F σ
0.683719.370.316324.5821.02mN /m LFm σ=?+?=
塔底，由o
137.1C W t =，查表1.6得：mN/m 44.14,=A W σ；mN/m 90.19,=B W σ
0.004314.440.995719.9019.88mN /m LWm σ=?+?=
精馏段液体平均张力为：()120.8621.02/221.94mN/m m σ=+= 提馏段液体平均张力为：()219.8821.02/220.45mN/m m σ=+=
6、液体的平均粘度m L μ,
液体的平均粘度依下式计算：∑=
i
i
Lm x μ
μlg lg
塔顶，由℃1.83=D t ，查表1.5，用线性插值法查的该温度下：s mPa A D ?=299.0,μ；
s mPa B D ?=303.0,μ
lg 0.993lg(0.299)0.007lg(0.303)0.299LDm LDm μμ=+?=
进料板，由C 4.39o
=F t ，查表1.5得：s mPa A F ?=269.0,μ；s mPa B F ?=277.0,μ
lg 0.6837lg(0.269)0.3163lg(0.277)0.272LFm LFm μμ=+?=
塔底，由C 78.136o =W t ，查表1.5得：s mPa A W ?=185.0,μ；s mPa B W ?=184.0,μ
lg 0.0043lg(0.185)0.9957lg(0.184)0.184LWm LDm μμ=+?=
精馏段液体平均粘度为：()s m Pa 286.02/272.0299.01,?=+=m L μ 提馏段液体平均粘度为：()s m Pa 228.02/272.0184.02,?=+=m L μ
五 精馏塔主要工艺尺寸计算
1．塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
3Vm1s Vm13Lm1s Lm17.50679.82
0.0587m /s
36003600 2.834
3.02587.10
0.0000849m /36003600862.55
VM V LM L s
ρρ?===??=
==?
提馏段的气、液相体积流率为
//
3Vm2s Vm2/
/3Lm2s Lm27.50697.450.0603m /s
36003600 3.369
9.543102.67
0.0002881m /36003600945.75
V M V L M L s
ρρ?===??=
==?
由max u =C 的计算要用到C 20，需要从史密斯关联图查取
精馏段横坐标1/2
1/2
h
L h V 0.0000849862.550.0252
0.0587 2.834L
V ρρ????== ? ?
????
提馏段横坐标1/2
1/2
h
L h
V 0.000288945.750.08000.0603 3.369L
V ρρ????== ? ???
??
取板间距H T =0.40m,板上液层高度h L =0.06m ( 对常压塔一般)L 0.05~0.08h m =
H T －h L =0.40-0.06=0.34m 查史密斯关联图，得 精馏段 C 20=0.070
0.20.2
L
2021.94(
)0.070(
)0.071320
20
C C σ==?= max u
= 1.322m/s =
取安全系数为0.6(一般0.6~0.8),则空塔气速u=0.6×1.322=0.793m/s
0.307m D =
==，圆整为标准塔径D =400mm 提馏段 C 20=0.067
0.20.2
L
2020.45(
)0.067(
)0.067320
20
C C σ==?= max u
= 1.126m/s =
取安全系数为0.7(一般0.6~0.8),则空塔气速
u=0.7×1.126=0.788m/s
/
0.312m D ===，圆整为标准塔径D =400mm
222T ππ
0.40.126m 44
A D =
=?= 实际空塔气速为 s T 0.0587
0.466m /s 0.126V u A =
==
2、塔高的计算
精馏塔的有效高度
精馏段：m
4.240.0)17()1(=?-=-=T H N Z 精精 提馏段：m
8.240.0)18()1(=?-=-=T H N Z 提提
在进料板上方开一人孔，提馏段中开一个人孔，其高度为0.8m ，则有效高度为
m 68.08.2.422)40.08.0(=++=?-++=提精有效Z Z Z
六 精馏塔塔板的工艺尺寸
1、 溢流装置的计算
（１） 堰长l w
W 0.8
0.80.40.32m
l D ==?= （2）溢流堰高度h w
由W L OW h h h =-
选用平直堰，堰上液层高度h OW 由下式计算，即
2/3
h OW
W 2.841000L h E l ??= ???
近似取 E=1 ，则
精馏段
2/3
OW
2.840.0000849360010.00301m
10000.28h ???=??= ???
提馏段
2/3
OW
2.840.000288360010.00680m
10000.28h ???=??= ???
取板上清液层高度 L 0.08m h =
故精馏段W L OW 0.080.003010.07699m h h h =-=-=
提馏段W L OW 0.080.006800.07320m h h h =-=-= （3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A
由
W
0.6
l D
= 查弓形降液管参数图得
f T 0.054A A = d 0.114W
D
= 2f T d 0.0540.0540.1260.00680m 0.1140.1140.40.0456m
A A W D ==?===?=
验算液体在降液管中停留时间 精馏段 f T h 360036000.006800.432.038s 5s 0.00008493600A H L θ??=
==>? 提馏段 f T h 360036000.006800.4
9.444s 5s 0.0002883600
A H L θ??=
==>?
故降液管设计合理
（4）降液管底隙高度h 0
精馏段取0w 0.0060.076990.0060.07099m
h h =-=-=
提馏段取0w 0.0060.073200.0060.06720m h h =-=-= 选用凹形受液盘,深度/
w h =0.05m
2、 塔板布置
（1）D<800mm ，故采用整块式。 （2）边缘区宽度确定
精馏段和提馏段均取
/s s 0.07m
W W ==
c 0.05m
W =
（3）开孔区面积A a 的计算
按此式计算：21a π2(sin )180r x
A r
-= 其中 d s c 0.4
)(0.04560.07)0.0844m 220.40.050.15m
22
D x W W D r W =
-+=-+==-=-=（
故212a π0.150.0844
sin )0.0478m 1800.15
A -== （4）筛孔计算及其排列
由于所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=碳钢板，取筛孔直径 00.003m d = 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
030.009t d m ==
筛孔数目n 为a 22
1.155 1.1550.0276
3940.009A n t ?=
==个 开孔率为 2
2
00.0050.9070.90710.08%0.015d t φ????
=== ? ?????
精馏段气体通过阀孔的气速为s 0a 0.0587
12.182m/s 0.10080.0478V u A φ=
==?
提馏段气体通过阀孔的气速为//
s 0a 0.0603
12.514m/s 0.10080.0478
V u A φ===?
七 精馏塔塔板的流体力学验算
1、 塔板压降
（1）干板阻力
c
h 计算
干板阻力c h 由下式计算
2
0V c 0L 0.051u h C ρρ????
= ? ?
???? 由 03
13d δ==
查干筛孔流量系数图得00.810C =
故精馏段
2
2
0V c 0L 12.182 2.8340.0510.0510.0379m 0.810862.55u h C ρρ????????
=== ? ? ? ???????
??
提馏段
2
2
0V c 0L 12.514 3.3690.0510.0510.0434m 0.810945.75u h C ρρ????????
=== ? ? ? ???????
??
（2）气体通过液层的阻力l h 计算
气体通过液层的阻力l h 由式L l h h β=计算
精馏段s a T f 0.0587
1.244m/s
0.0540.00680V u A A =
==--
()
1/21/20 2.094kg /s m F ==?
查充气系数关联图，得0.56β= 故l 0.560.080.0448m h =?=
提馏段//
s a T f 0.0603
1.278m/s
0.0540.00680V u A A ===--
()/1/21/20 2.345kg /s m F ==?
查充气系数关联图，得/
0.55β=
故/
l 0.550.080.044m h =?=
（3）液体表面张力的阻力σh 计算
液体表面张力产生的阻力σh 由下式计算，即
精馏段3
L σL 04421.94100.00207m 862.559.810.005h gd σρ-??===??液柱
提馏段/3
/
L σ/L 04420.45100.00193m 945.759.810.005
h gd σρ-??===??液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 可按下式计算，即
精馏段p c l σ0.03790.04480.002070.0847m h h h h =++=++=液柱
提馏段p c l σ0.04340.0440.001930.0893m h h h h =++=++=液柱 气体通过每层塔板的压降为
精馏段p p L 0.0847862.559.81716.70Pa 0.8kPa P h g ρ?==??=<（设计允许值） 提馏段p p L 0.0893945.759.81797.91Pa 0.8kPa P h g ρ?==??=<（设计允许值）
2、 液面落差
对于筛板塔，页面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。 3、 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应服从下式关系：
()d T W H H h ?≤+
苯－氯苯物系属一般物系，取5.0=?，则
精馏段()T W 0.5(0.40.07699)0.2398m H h ?+=?+= 而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，d h 可由下式计算，即
/22d 00.1530.1530.250.00956m h u =?=＝液柱
d 0.08470.060.009560.1543m H =++=液柱
此时，
()
d T W H H h φ≤+
提馏段()T W 0.5(0.40.07320)0.2366m H h ?+=?+= 而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，d h 可由下式计算，即
/22d 00.1530.1530.250.00956m h u =?=＝液柱
d 0.08930.060.009560.1589m H =++=液柱
此时，
()d T W H H h φ≤+
综上，在本设计中不会发生液泛现象。
4、 漏液
对筛板塔，漏液点气速0min u ，可由下式计算，即
精馏段
0,min 4.44.4 6.108m/s u C ==?=
实际孔速 00m i n
12.182m /s u u =>， 稳定系数为
00,min
12.182
1.9946.108
u K u =
=
=,在1.5~2范围内
提馏段
0,min 4.44.4 6.264m/s u C ==?=
实际孔速 00m i n
12.514m /s u u =>， 稳定系数为
00,min
12.514
1.9956.264
u K u =
=
=,在1.5~2范围内
故在本设计中无明显漏液。
5、 液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
3.2
6a V L T f 5.710u e H h σ-??
?= ?-??
f L 2.5 2.50.060.15m h h ==?=
故精馏段 3.2
6V 35.710 1.2440.0441kg /kg <0.1kg /kg 21.94100.400.15e --???
== ?
?-??液气液气
提馏段 3.2
6V 35.710 1.2780.0516kg /kg <0.1kg /kg 20.45100.400.15e --???
== ?
?-??
液气液气
在本设计中液沫夹带量V e 在允许范围内。
八 精馏塔塔板的负荷性能图
1、 漏液线
前已求得
XXXX大学 化工原理课程设计 题目______________________________________________ 姓名：____________________________________________ 专业：____________________________________________ 指导老师：________________________________________ 日期:
目录 一、......................................... 设计任务书 1设计题目 ............................... 2、...................................... 工艺要求及操作条件 3、...................................... 设计要求 二、......................................... 设计说明书 1确定设计方案 ........................... 2、...................................... 确定物性数据 3、...................................... 计算总传热系数 4、...................................... 计算出热面积 5、...................................... 工艺结构尺寸的计算 6、...................................... 换热器核算 三、......................................... 设计课汇集 四、......................................... 评价 五、......................................... 参考文献
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
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：
广西大学化学化工学院 化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R 。 min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间
1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大
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)
乙醇—水混合液精馏分离筛板精馏塔 课程设计任务书 一、设计参数 ①年处理量：⑥年实际生产天数： ②料液初温：⑦精馏塔塔顶压力： ③料液组成：⑧冷却水进口温度： ④塔顶产品组成：⑨饱和水蒸气压力： ⑤塔底釜液组成：⑩厂址：无锡地区。 （组成：摩尔分数；压力：绝压表示） 二、设计内容 ①设计方案的确定及工艺流程的组 织与说明： ⑥塔的工艺计算结果汇总一览表：②精馏过程的工艺计算：⑦辅助设备的设计或选型计算： ③塔和塔板主要工艺结构参数的设计计算：⑧带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制： ④塔内流体力学性能的计算与校核：⑨对本设计的评述或对有关问题的 分析与讨论： ⑤塔板结构简图和塔板负荷性能图 的绘制： ⑩编制课程设计说明书。 具体要求与实施步骤 1.工艺设计方案的确定 ①组织工艺流程并确定工艺条件：包括加料方式及加料状态，塔顶蒸汽冷凝方式，塔釜釜液加热方式，塔顶、塔底产品的出料状态，塔顶、塔底产品的冷却方式和具体要求。 ②精馏工艺计算物料衡算确定各物料流量和组成，以一般原则确定回流比（尽可能取整数）。精馏塔实际板数：在座标纸上作图图解计算得到全塔理论板数以及精馏段好提馏段各自理论板数。根据全塔效率，求得全塔、精馏段、提馏段的实际板数，确定加料板位置。
2.精馏塔设备的设计 ①塔板结构设计和流体力学计算。 ②绘制塔板负荷性能图：精馏段或提馏段某块塔板的负荷性能图。 ③有关具体机械结构和塔体附件的设计和选型。 接管规格：根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。 全塔高度：包括上、下封头，裙座高度。 3. 附属设备的设计和选型 ①加料泵和加料管规格选型：加料泵以每天工作3小时计（每班1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。 ②高位槽、贮槽容量和位置：高位槽以每班计一次加满为基准再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可以生产7~10天计算确定。 ③换热器选型：对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷却器等进行选型。 ④塔顶冷凝器设计选型：根据换热量、回流管内流速、冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。 4. 编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐述设计特点，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1）乙醇-水汽液平衡图（图面中含汽液平衡局部放大图、负荷性能图、塔板筛孔布置图，75×50cm规格图纸）；2）带控制点工艺流程图（A2图纸，手工作图）；3）塔体结构简图（A2图纸，手工作图）。 5. 注意事项 ①写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源； ②每项设计结束后，列出计算结果明细表； ③设计说明书要求字迹工整，装订成册上交。
《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；
太原工业学院 化工原理课程设计 苯加热器设计 系： 班级： 姓名： 学号： 完成时间：年月日
课程设计任务书 设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。纯苯的流量为1.4×104 kg/h。加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。 设计要求 （1）换热器工艺设计计算 （2）换热器工艺流程图 （3）换热器设备结构图 （4）设计说明
目录 一、方案简介 (4) 二、方案设计 (5) 1、确定设计方案 (5) 2、确定物性数据 (5) 3、计算总传热系数 (5) 4、工艺结构尺寸 (6) 5、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、设计总结 (12) 五、参考文献 (13) 附图··········································································
一、方案简介 1、概述 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位，由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，估换热器的类型也是多种多样。 按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。此类换热器中，以列管式应用最广。本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。 2、换热器类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。 （1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。 （2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一 种结构形式。 （3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制 造困难。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。纯苯的流量为1.4×104kg/h。加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。试设计或选择合适管壳式换热器。 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： 冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。 热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃ 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。 （2）管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。 2、确定物性数据
板式精馏塔设计任务书 1、概述 1.1 精馏单元操作的简介 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，精馏过程在能量剂驱动下，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。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 1.2 精馏塔简介 精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。 1.3 苯-甲苯混合物简介 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. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 1.4设计依据 本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 1.5 技术来源
化工原理课程设计说明书 设计题目：苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工2009级（1）班 姓名郑健 学号 2009071976 日期 2012年6月26日 指导教师：（签名） 设计成绩：日期 单位：石河子大学化学化工学院化工系
目录 1设计方案的选择及流程说明 (4) 1.1概述 (4) 1.1.1精馏原理 (4) 1.1.2精馏塔选定 (4) 1.2设计方案的确定 (4) 2精馏塔的物料衡算 (5) 2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5) 2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5) 2.3物料衡算 (5) 3塔数的确定 (6) N的求取 (6) 3.1理论板层数 T 3.1.1相对挥发度的求取 (6) 3.1.2求最小回流比及操作回流比 (6) 3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (7) 3.1.4求操作线方程 (7) 3.1.5采用逐板法求理论板层数 (7) 3.2实际板层数的求取 (8) 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 4.1操作压力的计算 (8) 4.2操作温度的计算 (9) 4.3平均摩尔质量计算 (9) 4.4平均密度计算 (10) 4.4.1气相平均密度计算 (10) 4.4.2液相平均密度计算 (10) 4.5液体平均表面张力的计算 (11) 4.6液体平均黏度计算 (12) 5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 (13) 5.1塔径的设计计算 (13) 5.1.1精馏段： (13) 5.1.2提馏段： (14) 5.2塔的有效高度的计算 (15)
5.3塔的实际高度的计算 (15) 5.4溢流装置的计算 (15) 5.4.1精馏段： (15) 5.4.2提馏段： (16) 5.5塔板布置 (17) 5.5.1精馏段： (17) 5.5.2提馏段： (18) 6流体力学验算 (20) 6.1塔板压强降 (20) 6.1.1精馏段： (20) 6.1.2提馏段： (21) 6.2液沫夹带量的校核 (21) 6.2.1精馏段： (21) 6.2.2提馏段： (22) 6.3溢流液泛的校核 (22) 6.3.1精馏段： (22) 6.3.2提馏段： (23) 6.4液体在降液管内停留时间的校核 (23) 6.4.1精馏段： (23) 6.4.2提馏段： (23) 6.5漏液点的校核 (23) 6.5.1精馏段： (23) 6.5.2提馏段： (24) 7塔板负荷性能图（以精馏段为例） (25) 7.1漏液线 (25) 7.2液沫夹带线 (25) 7.3液相负荷下限线 (26) 7.4液相负荷上限线 (26) 7.5液泛线 (27) 7.6负荷性能图及操作弹性 (28) 8计算结构汇总表 (29) 9小结 (30)
附件1 化工与制药学院 课程设计任务书 专业班级学生姓名 发题时间：2012 年 6 月18 日 一、课题名称 苯-甲苯连续板式精馏塔的设计 二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量） 1.文献资料： 【1】陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编，化工原理。北京：化学工业出版社。2000.02 【2】贾绍义，柴诚敬编。化工原理课程设计。天津：天津大学出版社。2003.12 【3】华东理工大学化工原理教研室编。化工过程开发设计。广州：华南理工大学出版社。 1996.02 【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙：中南大学出版社。2003.04 【5】王国胜编。化工原理课程设计。大连：大连理工大学出版社。2005.02 【6】化工原理课程设计指导/任晓光主编。北京：化学工业出版社，2009，01. 2.仪器设备：板式精馏塔 3.指导老师： 三、设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等） 1设计一连续板式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= 28% 原料处理量：质量流量= 5 t/h 产品要求：塔顶含苯的质量分率：98.5% 塔底含苯的质量分率：1% 塔板类型: 浮阀塔板 2工艺操作条件：塔顶压强为3kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流，R =（1.2~2）Rmin。 3 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或 观测所需的主要仪表与装置； 4 精馏塔的工艺计算与结构设计： 1）物料衡算确定理论板数和实际板数；（采用计算机编程） 2）按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 3）确定塔板和降液管结构； 4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；（采用计算机编程）
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
化工原理课程设计 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间：2010、12、20-2011、1、6
化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 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 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2 图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4)
1概述 (5) 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1 流程简介 (7) 2.2 工艺参数选择 (8) 3 工艺计算 (9) 3.1物料衡算 (9) 3.2理论塔板数的计算 (10) 3.2.1 查找各体系的汽液相平衡数据 (10) 如表3-1 (10) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3 平衡线 (11) 3.2.4 回流比 (12) 3.2.5 操作线方程 (12) 3.2.6 理论板数的计算 (12) 3.3 实际塔板数的计算 (13) 3.3.1全塔效率ET (13) 3.3.2 实际板数NE (14) 4塔的结构计算 (15) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (15) 4.1.1平均分子量的计算 (15) 4.1.2 平均密度的计算 (16) 4.2塔高的计算 (17) 4.3塔径的计算 (17) 4.3.1 初步计算塔径 (17) 4.3.2 塔径的圆整 (18) 4.4塔板结构参数的确定 (19) 4.4.1溢流装置的设计 (19) 4.4.2塔盘布置（如图4-4） (20) 4.4.3 筛孔数及排列并计算开孔率 (21) 4.4.4 筛口气速和筛孔数的计算 (21) 5 精馏塔的流体力学性能验算 (22) 5.1 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (22) 5.1.1液沫夹带校核 (22) 5.2.2塔板阻力校核 (23) 5.2.3溢流液泛条件的校核 (25) 5.2.4 液体在降液管内停留时间的校核 (26) 5.2.5 漏液限校核 (26) 5.2 分别作精馏段、提留段负荷性能图 (26) 5.3 塔结构数据汇总 (29) 6 塔的总体结构 (30) 7 辅助设备的选择 (31) 7.1塔顶冷凝器的选择 (31) 7.2塔底再沸器的选择 (32) 7.3管道设计与选择 (33)
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)
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
板式精馏塔设计任务书4-3 一、设计题目： 苯―甲苯精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 48.0％（质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.0％ 塔底产品组成 3.0% 2、操作条件 操作压力常压 进料热状态泡点进料 冷却水 20℃ 加热蒸汽 0.19MPa 3、设备型式筛板塔 4、厂址安徽省合肥市 三、设计内容： 1、概述 2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算; 4、主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核； ( 5 )塔板负荷性能计算； ( 6 )塔接管尺寸计算； ( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。 5、辅助设备选型与计算 6、设计结果汇总 7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述
目录 1、概述 (3) 1.1 精馏单元操作的简介 (3) 1.2 精馏塔简介 (3) 1.3 苯-甲苯混合物简介 (3) 1.4设计依据 (3) 1.5 技术来源 (3) 1.6 设计任务和要求 (4) 2、设计计算 (4) 2.1确定设计方案的原则 (4) 2.2操作条件的确定 (4) 2.2.1操作压力 (4) 2.2.2进料状态 (5) 2.2.3加热方式的选择 (5) 2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 2.4板式精馏塔的简图 (6) 2.5常用数据表： (6) 3、计算过程 (8) 3.1 相关工艺的计算 (9) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9) 3.1.3 物料衡算 (9) 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9) 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10) 3.1.6逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.7精馏塔效率的估算 (12) 3.1.8实际板数的求取 (12) 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 3.2.1操作压力计算 (12) 3.2.2操作温度计算 (13) 3.2.3平均摩尔质量计算 (13) 3.2.4平均密度计算 (14) 3.2.5液体平均表面张力计算 (15) 3.2.6液体平均粘度计算 (16) 3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17) 3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17) 3.3.2 塔径的计算 (17) 3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19) 3.4 塔板结构尺寸的计算 (19) 3.4.1 溢流装置计算- (19) 3.4.2塔板布置 (21) 3.5筛板的流体力学验算 (23) 3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23) 3.5.2液面落差 (24)