目录
1课程设计任务书- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 2前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 3
2.1塔设备的化工生产中的作用和地位- - - - - - - - - - - - - 3
2.2设计方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4
2.3符号说明- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 3物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -5
3.1进料组成- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - 5
3.2全塔物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3
3.3相对挥发度确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6
3.4理论塔板数和进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - -7
3.5实际板数和实际进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - 8
3.6精馏塔的气液负荷- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 9 4热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11
4.1塔顶冷却水用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11
4.2塔釜饱和水蒸气用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11
4.3液体平均表面张力- - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - -12 5塔板工艺尺寸计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - -- - - - -12
5.1塔径计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - -- - - - - - -- - - - -12
5.2溢流装置- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 13
5.3弓形降液管宽度和截面- -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 15
5.4降液管底隙高度- - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - 17
5.5筛孔计算及其排列- - - - - - -- - - - --- - - - - - - - - - - - - -17
5.6塔有效高度的计算- - - - - -- - - - ---- - - - --- - - - - - - - - 18 6塔板流体力学验算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 19
6.1气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - -19
6.2淹塔- - - - - - - - - - - - - - - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - --20
6.3雾沫夹带- - - - - - - - - - - - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - -21
7塔板负荷性能图- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21
7.1、雾沫夹带线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -21
7.2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 22
7.3、液相负荷上限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - --23
7.4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 23
7.5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 25 9 辅助设备的计算及选型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26
9.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26
9.2、吊柱- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26
9.3、冷凝器的选择- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 26
9.3、再沸器的选择- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 27
10 计算结果列表（参考资料）- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -28 附表：性能负荷图等- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -29
第1节设计任务书
题目：苯－乙苯双组分均相混合液常压精馏塔设计。
工艺条件及数据：
⑴原料液量10000kg/h，含苯57%(质量分率，下同)，料液可视为理想溶液；
⑵馏出液含苯95%，残液含乙苯98%；
⑶泡点进料。
操作条件：
⑴常压操作；
⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；
⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)；
⑷冷却水进口温度25℃，出口温度50℃；
⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。
设计成果：
设计说明书一份
设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图。
第2节前言
2.1塔设备的化工生产中的作用和地位
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。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
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个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。
2.2设计方案
本设计任务为分离苯－乙苯双组分均相混合液。对于二元混合物的分离，
应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：
如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时
连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部
分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。
设计方案简介：
设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点
下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易
分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采
用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，
采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。具体如下：
塔型的选择：
本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
设计的依据与技术来源：
本设计依据于精馏的原理（即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使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。
2.3符号说明
英文字母
L s——液体体积流量，m3/h
A a——塔板开孔区面积，m2 n——筛孔数目
A f——降液管截面积，m2
P——操作压力，kPa
A o——筛孔区面积，m2
?P——气体通过每层筛板的压降，kPa
A T——塔的截面积，m2
T——理论板层数
C——负荷因子，无因次
t——筛孔的中心距，m
C20——表面张力为20mN/m的u——空塔气速，m/s
d o——筛孔直径，m
D——塔径，m
u o'——液体通过降液体系的速度，m/s
e v——液沫夹带量，kg液/kg气R——回流比
V s——气体体积流量，m/s
R min——最小回流比
W c——边缘无效区宽度，m
H T——塔板间距，m
K——稳定系数
H——板式塔高度，m
H d——降液管内清夜层高度，m
H F——进料处塔板间距，m
l w——堰长，m
L h——液体体积流量，m3/h M——平均摩尔质量，kg/kmol W d——弓形降液管高度，m T——平均温度，℃
W s——破沫区宽度，m
g——重力加速度，m/s2
F o——筛孔气相动触因子
h l——出口堰与沉降管距离，m h c——与平板压强相当的液柱高度，m
希腊字母
δ——筛板厚度，m
τ——液体在降液管内停留时间，s h d——与液体流过降液管压强降μ——粘度mPa·s相当的液柱高度
m ρ——密度，kg/m3 h f——板上清液高度，m
σ——表面张力，mN/m
h o——降液管的底隙高度，m h ow——堰上液层高度，m
H w——出口堰高度，m
L ——液相 V ——气相
第3节 物料衡算
3.1进料组成：
6430.0106
43
78577857=+
=F
X
9627
.0106
578957895=+=
D X
0270.0106
106782782=+=W
X 原料液的平均摩尔质量：
M F = 0.6430×78 +（1－0.6430）×106 = 87.996
3.2全塔的物料衡算：
6430
.0996
.8710000
==
F
F= D+W
F X F =D X D +W X W
把已知数据带入上式，得 113.64=D+W
113.64×0.6430=D ×0.9627+W ×0.0270 解得：D=74.8135 Kmol/h ， W=38.8265 Kmol/h 3.3相对挥发度：
C
t B
A L g p o +-
= ①
查表得苯、乙苯的安托因常数如下：
则将常压P=101.325 KPa 代入①式,即可分别求得常压下苯的沸点为80.0488℃，乙苯的沸点为136.1520℃。
设计塔顶温度为露点温度t 1，塔釜温度为泡点温度t N 。 所以： 由
t 1计算的苯与乙苯的气液平衡常数P P Ki 0
=应满足归一方程ΣXi/Ki=1
由t N 计算的苯与乙苯的气液平衡常数P
P Ki 0
=应满足归一方程ΣKiXi=1
即：
1
325
.1010373.0325.1019627.0=?+?乙苯
苯P P
1
325
.1019730.0325
.1010270.0=?+
?乙苯
苯P P
由X D =0.9627，X W =0.0270 计算得：塔顶t 1=85.5℃ 塔底t N =132.9℃,
则：全塔平均相对挥发度α
苯-乙苯
=（5.79×5.44×4.36）1/3=5.16
3.4理论塔板数和进料板确定 理论板数确定：
??
????--?-?-=
F D F D X X X X R 1111
min αα ??
????--?-?-=
6430.019627.0116.56430.09627
.0116.51 =0.25
α
Lg X X X X Lg N W W
D
D ??????-?
-=
11min
95.50270.00270.019627.019627.0Lg Lg ??????-?
-=
= 4.27
取回流比375.025.05.15.1min =?==R R 根据吉利兰关系式： X=
1
+-R Rm R Y=
1
+-N Nm N
Y=0.75-0.75×X 0.5668
得出：N=10.9 ，即实际理论塔板数为11 理论进料位置确定：
假设精馏段塔板数为N R ，提馏段塔板数为Ns
则，根据krikride 经验式：206
.02
,,,,?
??
???????? ?????
? ??????
??=D W X X Z
Z N N D
HK W LK F
LK F
HK S R 计算得出=S
R
N N 0.68
从而得出精馏段塔板数为5，提馏段塔板数为6，理论进料板为第5板 3.5实际板数和实际进料位置确定
由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度,如下表：
μ顶
= 0.2934×X D +0.3392×(1—X D ) =0.2951 m Pa·s μ
底
= 0.1950× X W +0.2377×(1—X W ) = 0.2365 m Pa·s μ
进料
=0.2688×X F +0.3140×(1—X F )=0.2849 m Pa·s
2630.03
=++=
进料
塔釜塔顶μμμμ m Pa·
s 全塔效率 E T =0.49(αμ)-0.245 =0.4618 N P =
T
T
E N =11/0.4618 =24块 即，实际塔板数为24 计算实际塔板数 精馏段114618.05
E N T T ≈==
精P N 提馏段134618
.06
E N T T ≈==
提P N 实际加料板位置在第11块 3.6精馏塔的气液负荷
苯与乙苯在某些温度下的密度如下表：
精馏段：
M 塔顶=78×X D +106×（1－X D ）=78×0.9627+106×(1－0.9627) = 79.04 g/mol M 进料=78×X F +106×（1－X F ）=78×0.6430+106×(1－0.6430) = 88.0 g/mol 则，精馏段平均摩尔质量52.832
M M =+=
进料
塔顶M g/mol
精馏段平均温度15.90294.885.5=+=t ℃
查得90℃时, ρ苯 =792.5 Kg/m 3 ，ρ
乙苯
=795.2 Kg/m 3
ρL =792.5 X D +795.2（1－X D ）=792.5×0.9627+795.2×(1－0.9627)=792.6Kg/m 3
73.2)
15.90273(314.852
.83325.101RT PM v +??==
ρ Kg/m 3 对精馏段进行物料衡算：
/h 102.87kmol 74.8135)1375.0()1(=?+=+=D R V
h 28.06kmol/74.8135375.0=?==RD L
8742.073.2360052
.8387.1023600V =??=??=
ρM V V R m 3 / S
0010.06
.792360052
.8306.283600L =??=??=
ρM L L R m 3 / S
提馏段：
M 塔底=78×X W +106×（1－X W ）=78×0.0270+106×(1－0.0270) = 105.24 g/mol 则，提馏段平均摩尔分数M’=（M 塔底+ M 进料）=96.62 g/mol 提馏段平均温度8.1132
8
.949.132=+=
t ℃ ρ’L =792.5X W +795.2（1－X W ）=792.5×0.0270+795.2×(1－0.0270)=795.13Kg/m 3
97.2)
8.113273(314.862.96325.101RT PM ,=+??==
V
ρ Kg/m 3
提馏段：
kmol/h
87.102)1('=?--=F q V V /h 141.70kmol 113.6428.06'=+=+=qF L L
9296.097.2360062.9687.1023600,
,v
=??=??=ρM V V t m 3 / S 0048.013.795360062
.9670.1413600,
,V =??=??=ρM V L t m 3 / S 求取操作线方程
精馏段操作线方程：
7.0273.01
11+=+++=
+D D n n x R x x R R
y 提馏段操作线方程： 0102.0377.1'
''1-=-=+m W m m x x V W
x V L y
第4节 热量衡算
4.1塔顶冷却水用量
塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t’=81.1℃ 查得苯、乙苯比热容和汽化热如下表：
在塔顶85.5℃的汽化热γ
苯
=390 KJ/Kg ，γ
乙苯
=367 KJ/Kg ； 则，平均汽化热γ= X D ×γ苯
+（1- X D ）×γ
乙苯
=389 KJ/Kg
比热容为Cp 苯 =1.92KJ/Kg.k ，Cp 乙苯=1.95 KJ/Kg.k 则，平均比热容Cp= X D ×Cp 苯+（1- X D ）× Cp 乙苯=1.92
馏出液D 的质量Q D =X D ×D ×M 苯+（1- X D ）×D ×M 乙苯=5913.26Kg/h 回流液质量Q L =R*Q D =2217.47 Kg/h
则冷凝器热负荷Q=（Q D +Q L ）×γ+（Q D +Q L ）×Cp ×△T
=(5913.26+2217.47)
×389+(5913.26+2217.47× 1.92×
(85.5-81.1)
=3.23×106 KJ/h
水的比热容可认为Cp 水=4.2 KJ/Kg.k 则，冷却水用量
46
1008.325-502.41023.3t -t ?=??=?=）
（）（进口出口水冷水
p C Q m Kg/h 4.2塔釜饱和蒸汽用量
由上表估算塔釜温度132.9℃时汽化热γ苯
=351.7 KJ/Kg ，γ
乙苯
=340.1 KJ/Kg
则，塔釜平均汽化热γ
塔釜
= X w ×γ
苯
+（1- X w ）×γ
乙苯
=340.4 KJ/Kg
釜液的质量流量Q w =10000-Q D =4086.74 Kg/h
则，塔底再沸器的热负荷Q 再沸器=Q w ×γ
塔釜
=340.4×4086.74=1.39×106 KJ/h
再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2(绝压)，即约490KPa 。 查得：
可近似估算5kgf/cm2下的汽化热γ蒸汽
=2115.64KJ/kg ，密度ρ
蒸汽
=2.6169 kg/m3
则，所需蒸汽
h kg Q m /43.40834
.3401039.16=?==
塔釜
再沸器
蒸汽γ
h V /m 41.15606169
.243
.4083m 3==
=
密度
蒸汽
蒸汽ρ
4.3液体平均表面张力 由公式i i n
i m x σσ1=∑=进行计算
则，由内差法求得塔顶、进料、塔釜温度下苯与乙苯的表面张力如下：
进料板表面张力m mN m /50.2039.213730.048.196430.0=?+?=进σ 塔顶表面张力/m m 66.2035.220373.060.209627.0N m =?+?=顶σ 塔底表面张力m mN m /46.1753.17973.099.14027.0=?+?=底σ 精馏段液体平均表面张力m mN m m m /58.20266
.2050.202
)(=+=
+=
顶
进精σσσ
提馏段液体平均表面张力m mN m m m /06.192
46
.1766.202
)(=+=
+=底
进提σσσ
全塔液体平均表面张力
m mN m
m m /82.192
06.1958.202
)(=+=
+=
（提）精σσσ
第5节 塔板工艺尺寸计算：
5.1塔径计算
塔径的计算按照下式计算：
D =
式中 D —— 塔径m ；
V s —— 塔内气体流量m 3/s ； u —— 空塔气速m/s 。
空塔气速u 的计算方法是，先求得最大空塔气速u max ，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即
max (0.6~0.8)u u =
因此，需先计算出最大允许气速max u 。
max u =
式中 u max ——允许空塔气速，m/s ；
ρV ，ρL ——分别为气相和液相的密度，kg/m 3 ； C ——气体负荷系数，m/s ，
对于气体负荷系数C 可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为σ=0.02N/m 时绘制的，故气体负荷系数C 应按下式校正：
2
.020)02
.0(σC C =
精馏段塔径的计算
由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：
s V s R R /0.8472m /0.0010m L 3
3==、
精馏段的汽，液相平均密度为：
33/73.2/6.792m kg m kg V L ==ρρ、
板间距与塔径的关系 3
塔径D/mm
300~500
500~800
800~1600
1600~2400
板间距H T /mm 200~300 250~350 300~450 350~600
那么分离空间，初选板间距m H T 45.0=，取板上液层高度m h L 07.0=。
m h H L T 39.007.045.0=-=-
0195.073.26.7928472.00010.05
.05
.0=??
? ?????? ??=???
? ??????? ??S L s s V L ρρ
查上图smith 关联图，得085.020=C ，依式2
.02020??
?
??=σC C 校正到物系表面张力
为20.58mN/m 时的C
086.02058.202
.020=?
?
?
??=C C
s m C
u V V L /463.173
.273
.26.792086.0max =-?=-=ρρρ 取安全系数为0.7，则
s m u u /02.1463.17.07.0max =?==
m u V D s 05.102
.114.38472.044=??==
π 调整塔径为1.2m; 提馏段塔径的计算
s V s s /0.9296m /0.0048m L 3
3s ==、
提馏段的汽，液相平均密度为：
33/97.2/13.795m kg m kg V L ==ρρ、
0845.097.213.7959296.00048.05
.05
.0=??
?
?????? ??=????
?
?????? ??v V L L s
s ρρ
查上图smith 关联图，得08.0'20=C ，依式2
.02020??
?
??=σC C 校正到物系表面张力
为19.06mN/m 时的C
078.02006.19''2
.020=?
?
?
??=C C
s m C u V V L /27.197
.297
.213.795078.0'''''max =-?=-=ρρρ
s m u u /889.027.17.0'7.0'max =?==
m u V D s 15.1889
.014.39296
.04''4'=??==
π 调整塔径为1.2m ，综上，则取塔径为1.2m 5.2溢流装置
采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 溢流堰长l w
取堰长为0.6D ，则m L W 72.02.16.0=?= 出口堰高h w
由w l ow h h h =-,选用平直堰,堰上液层高度3
2
100084.2'??
?
????=Lw Ls E h ow 式中 h ow ──堰上液流高度，m ； l s ──塔内平均液流量，m 3/h ； l w ──堰长，m ；
E ──液流收缩系数。如右图一般情况下可取E =1，对计算结果影响不大。
近似取E=1,则 精馏段：
m E h ow 0083.072.06.3100084.23
2
=??
?
????=
提馏段：
m E h ow 0266.072.0166.24100084.2'3
2
=??
?
????=
5.3弓形降液管宽度Wd 和截面Af
由6.0=D
l w
查右图得：
05.0=T
f A A 、
1.0=D
W d
则有
m W d 12.02.11.0=?=
22057.02.14
14
.305.0m A f =??
= 计算液体在降液管中停留时间， 以检验降液管面积 s s L H A t s T f 565.25001
.045
.0057.0>=?=
=
精
s s L H A t s T f 534.50048
.045
.0057.0'
>=?=
=
提
故符合要求。
取边缘区宽度 W C =0.035 m ，破沫区宽度 W S =0.065 m 。
开孔区面积按??
????
+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算 ()()565.00.0352
1.2
2R 545.0065.012.022.12=-=-==--=--=
Wc D W W D x S d 、
故2
122283.0565.0545.0sin 565.0180545.0565.0545.02m A a =????????+-?=-π 5.4降液管底隙高度
'0s
o w l h l u =
式中u 0 ──降液管底隙处液体流速，m/s 根据经验一般u 0=0.07-0.25m/s
取降液管底隙处液体流速为0.08m/s ，则
m l h w o
0174.008
.072.00010
.008.0L R =?=?=（精）
m l h w o
0833.008.072.00048
.008.0L s =?=?=（提） 5.5筛孔计算及其排列
采用F1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm
一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子F o 为8 ~11。所以，取阀孔动能因子 F o = 10 ， 用式 F u 21o
o ρ
V
=求孔速
ρ
V 为气相密度。
精馏段：m/s 6.05 2.73
10 F u 2
1
2
1
o
o ===ρ
V
提馏段：
m/s 5.80 2.97
10 F
u 2
1
2
1
o
o ===ρ
V
依式N =0.232×0u V h
求塔板上的理论浮阀数，即
精馏段：
N = 0.232×0u V h = 0.232×05
.612
.3147=121
提馏段：
N = 0.232×0u V h = 0.232×80
.556
.3346=134
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排（如图）。取同一横排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t’， 精馏段：
mm 97 m 0.097
0.0751210.83 t N Aa
,==?=?=t 提馏段：
mm 85 m 0.085
0.0751310.83
t N Aa
t ,==?=?= 考虑到塔的饿直径较大,必须采用分快式塔板,而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于此值，故取 精馏段：t’ = 90mm = 0.09 m 。
提馏段：t’ = 80mm = 0.08 m
按t=75 mm ，t’= 90 mm 和t’= 80 mm 以等腰三角形叉排方式作图，见附图,排得精馏段实际阀数 118 个、提馏段实际阀数133个 5.6精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度的计算：Z1 = 10×0.45=4.5m 提馏段有效高度的计算：Z2 = 13×0.45=5.85m
人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm 。 此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m 人孔直径H T ，为0.5m. 人孔数：S= (24/5)-1 = 3.8
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通H D 常取1.0-1.5m ：此处取1.2m
塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。
此处塔底空间高度H B 取1.5m 。
进料段高度H F 取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比H T 大，此处取0.5m 塔高：H =H D +(N-2-S) H T +SH T ，+H F +H B =1.2+（24-2-3）×0.45+4×0.5+0.5+1.5 =13.75m
第6节 塔板流体力学验算
6.1气相通过浮阀塔板的压强降
气相通过塔板的压降h f 包括：干板压降h d 、液层助力h L 以及克服液体表面张力的阻力项，最后一项一般很小，可以忽略。 所以可以根据h f =h d +h L 计算压降。 ① 干板阻力h d ：
对F1重型阀，质量为34g ，阀孔直径39mm,阀片全开有，
g
u h l v d ????=234.50
2ρρ
则， 精馏段：
034.081.926.79205.673.234.5234.52
02=????=????=g u h L v d ρρ m 液柱
提馏段：
034.081.9213.7958.597.234.5234.52
02=????=????=g u h L v d ρρ m 液柱
② 板上充气液层阻力h L ：
对浮阀塔：h L=εo ×（h w +h ow ）
本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 εo = 0.5。 精馏段：h L=εo ×（h w +h ow ）=0.5×（0.06+0.0083）=0.0342 m 液柱 提馏段；h L=εo ×（h w +h ow ）=0.5×（0.06+0.0241）=0.0421 m 液柱 则单板压降 △P P = h f ×ρL ×g
精馏段：△P P = h f ×ρL ×g=0.0682×792.6×9.81=529.7Pa 提馏段：△P P = h f ×ρL ×g=0.0761×795.1×9.81=593.0Pa 6.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，H d ≤φ（H T + h W ） H d 可用下式计算，即H d = h w + h ow + h f +h of +Δ
式中：h w 为堰高，m 。h ow 为堰上液层高，m 。h f 为气相塔板压降，m 液柱。 h of 为液相在降液管内的阻力损失，m 液柱。Δ为板上液面落差，一般很小，可以忽略。
① 气相通过浮阀塔板的压强降h f ： 精馏段：h f =0.0682 m 液柱 提馏段：h f =0.0761 m 液柱
② 液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式h of =0.153×2
0???
??
??h Lw Ls 计
算 精馏段
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 苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书 1 2020年5月29日 苯-氯苯板式精馏塔工艺设计设计说明书 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 一、设计题目 试设计一座苯—氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%(以上均为质量%)。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,泡点进料; 3.回流比,2R min; 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa(表压); 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日300天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 文档仅供参考 1 2020年5月29日 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m) 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示: 38 .01238.01 2??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。 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 化工原理课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 工艺计算书 目录 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%<以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强4kPa<表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压>； 5.单板压降不大于0.7kPa； 三．塔板类型 筛板或浮阀塔板 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.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.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图<可根据实际情况选作）； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。 七．设计基础数据 苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据 × 符号说明： a ——填料的有效比表面积，㎡/m3——填料的总比表面积，㎡/m3 a t ——填料的润湿比表面积，㎡/m3 a w ——塔板开孔区面积，m2 A a ——降液管截面积，m2 A f ——筛孔总面积，m2 A ——塔截面积，m2 A t ——流量系数，无因次 c C——计算umax时的负荷系数，m/s d ——填料直径，m d ——筛孔直径，m 0 D ——塔径，m D ——液体扩散系数，m2/s L D ——气体扩散系数，m2/s V e ——液沫夹带量，kg(液>/kg(气> v E——液流收缩系数，无因次 ——总板效率，无因次 E T F——气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2> ——筛孔气相动能因子， F g——重力加速度，9.81m/s2 h——填料层分段高度，m HETP关联式常数 ——进口堰与降液管间的水平距离，m h 1 h ——与干板压降相当的液柱高度，m液柱 c h ——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m d h ——塔板上鼓泡层高度，m f ——与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱 h l h ——板上清液层高度，m L ——允许的最大填料层高度，m h max h ——降液管的低隙高度，m ——堰上液层高度，m h OW h ——出口堰高度，m W ——进口堰高度，m h’ W h δ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱 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 - 专业课程设计——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 ： 学号： 指导老师： 时间： 目录 设计任务书 (2) 一．设计题目 (2) 二．操作条件 (2) 三．塔板类型 (2) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计容 (3) 七．设计基础数据 (3) 符号说明 (4) 设计方案 (8) 一．设计方案的确定 (8) 二．设计方案的特点 (9) 三．工艺流程 (9) 工艺计算书 (12) 一．设计方案的确定及工艺流程的说明 (12) 二．全塔的物料衡算 (12) 三．塔板数的确定 (13) 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 (16) 五．精馏段的汽液负荷计算 (19) 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (20) 七．塔板负荷性能图 (25) 八．附属设备的的计算及选型 (28) 筛板塔设计计算结果 (38) 设计评述 (41) 一．设计原则的确定 (41) 二．操作条件的确定 (41) 参考文献 (44) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 设计任务书 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯10000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯为35%（以上均为质量分数）。二．操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔底加热蒸汽压力：0.506MPa(表压)； 5.单板压降：≤0.7kPa； 三．塔板类型 筛板或浮阀塔板（F1型）。 四．工作日 每年330天，每天24小时连续运行。 五．厂址 地区。 六．设计容 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.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论。七．设计基础数据 苯-氯苯纯组分的饱和蒸气压数据 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日 课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 p（mmHg） 1.组分的饱和蒸汽压ο i 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3 ） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103 kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） 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 课程设计说明书 题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 院(系): 化学化工学院 专业年级: 化学2012级 姓名: 王*** 学号: 121****** 指导教师: **副教授 2015年10月 目录 1绪论 (1) 2 设计方案确定与说明 (1) 2.1设计方案的选择 (1) 2.2工艺流程说明 (2) 3 精馏塔的工艺计算 (2) 3.2精馏塔的操作工艺条件和相关物性数据的计算 (3) 3.2.1精馏塔平均温度 (4) 3.2.2气、液相的密度的计算 (4) 3.2.3混合液体表面力 (6) 3.2.4混合物的黏度 (7) 3.2.5相对挥发度 (8) 3.2.6 气液相体积流量计算 (8) 3.3塔板的计算 (9) 3.3.1操作线方程的计算 (9) 3.3.2实际塔板的确定 (10) 3.4塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 (11) 3.4.1塔径的计算 (11) 3.4.2溢流装置 (13) 3.4.3 塔板布置及浮阀数目与排列 (15) 3.5 精馏塔塔板的流体力学计算 (17) 3.5.1精馏塔塔板的压降计算 (17) 3.5.2淹塔 (18) 3.6 塔板负荷性能计算 (18) 3.6.1 雾沫夹带线 (18) 3.6.2 液泛线 (19) 3.6.3 液相负荷上限 (20) 3.6.4 漏液线 (20) 3.6.5 液相负荷下限 (21) 3.6.6塔板负荷性能图 (21) 4 设计结果汇总表 (23) 5工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (24) 6设计评述 (25) 1绪论 精馏塔作为石油化工行业最常用的化工设备之一，在当今工业中发挥了极其重要的作用。精馏塔通过物质的传质传热，将塔的进料中的物质分离，从而在塔顶和塔底分别获得人们需要的高浓度物质。苯与氯苯的分离，必须经过各种加工过程，炼制成多种在质量上符合使用要求的产品工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于1830年，很长一段时间被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后，石油化工的生产规模不断扩大，大型塔的直径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。 工业生产对塔板的要求主要是：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。②塔板效率要高。③塔板压力降要低。④操作弹性要大。⑤结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。为了满足上述要求，近30年来，在塔板结构方面进行了大量研究，从而认识到雾沫夹带通常是限制气体通过能力的主要因素。在泡罩塔、筛板塔和浮阀塔中，气体垂直向上流动，雾沫夹带量较大，针对这种缺点，并为适应各种特殊要求，开发了多种新型塔板。 本文的主要设计容可以概括如下：1.设计方案的选择及流程；2.工艺计算； 3.浮阀塔工艺尺寸计算；4.设计结果汇总；5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图 2 设计方案确定与说明 2.1设计方案的选择 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。 苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计 算书 1 2 苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分) 化学与环境工程学院 化工与材料系 5月27日 课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,自选; 3.回流比,自选; 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa; 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日330天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 1 2020年5月29日 2 2020年5月29日 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.辅助设备的选型与计算; 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m) 3 2020年5月29日 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示: 38 .01 238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。 附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 一、设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。 化工原理工程设计处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏分离板式塔设计 学院： 专业： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 板式精馏塔设计任务书 一、设计题目： 苯-氯苯体系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）30000吨／年操作周期7200 小时／年 进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同） 塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%. 2、操作条件 操作压力4000Pa（表压）进料热状态q=0.7 单板压降：<或=0.7kPa 3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型） 4、厂址新乡地区 三、设计内容： 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 7、设计评述 目录 1.精馏塔的概述 (4) 2．设计内容...................................................................................................................... 错误!未定义书签。 2.1.精馏塔的物料衡算.......................................................................................... 错误!未定义书签。 2.2.塔板数的确定 (10) 2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (13) 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 《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师 化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论 五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； –––––塔内所需要的理论板层数； –––––总板效率； –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； –––––气体体积流量，m 3 u –––––空塔气速， u =（0.6~0.8） （3-3） V V L C u ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，3 V ρ–––––气相密度，3 C –––––负荷因子， 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子， L σ–––––操作物系的液体表面张力， 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ? ?+-=-r x r x r x A a 1 222s i n 1802π （3-11） 苯-氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计 一、设计题目 设计一苯-氯苯连续精馏塔冷凝器。工艺要求：年产纯度为99.4%的氯苯40500t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，料液温度为50℃t； 3.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 4.单板压降不大于0.7kPa； 5.回流液和馏出液温度均为饱和温度； 3.冷却水进出口温度分别为25℃和30℃； 4.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.冷凝器的热负荷； 4.冷凝器的选型及核算； 5.冷凝器结构详图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 p（mmHg） 1.组分的饱和蒸汽压ο i 2.组分的液相密度ρ（kg/m3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C 2.359?=c t ） 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) 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)苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书
苯-甲苯体系板式精馏塔设计
苯氯苯板式精馏塔工艺设计方案
年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计
苯甲苯精馏塔课程设计说明书
苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计说明
化工原理课程设计苯-甲苯板式精馏塔设计
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯与氯苯精馏塔设计
苯-甲苯精馏塔设计
板式精馏塔课程设计
精馏塔工艺工艺设计计算
苯氯苯板式精馏塔冷凝器工艺设计
板式精馏塔设计书.doc
化工原理课程设计苯甲苯的分离(筛板塔)
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