苯-乙苯连续精馏塔的设计

课程设计说明书

学院：生态与资源工程学院

专业班级：2012级化学工程与工艺(1)班课程名称：化工原理课程设计

题目：苯-乙苯连续精馏塔的设计学生姓名：蔡学号：20124121036 指导老师：杨自涛

2015年6

目录

一、设计说明书 (3)

2.1塔设备在化工生产中的作用和地位 (4)

2.2筛板塔的结构特点及应用场合 (4)

2.3主要物性数据 (4)

三、精馏塔的物料衡算 (5)

3.1进料组成 (5)

3.2全塔的物料衡算 (5)

3.3相对挥发度和回流比的确定 (5)

3.4塔板数的计算 (7)

3.4.1理论塔板数的计算 (7)

3.4.2实际塔板数的计算 (8)

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)

4.1平均压力PM (8)

4.2平均温度tm (9)

4.3平均分子量 (9)

4.4平均密度 (10)

4.5液体的平均表面张力 (10)

4.6液体平均粘度 (11)

五、汽液负荷计算 (11)

六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)

6.1塔径 (11)

6.2溢流装置 (13)

6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af (14)

6.4降液管底隙高度 (15)

6.5塔高 (16)

七、塔板的流体力学验 (16)

7.1降液管液泛 (16)

7.2降液管内停留时间 (17)

7.3液沫夹带 (17)

7.4漏液 (17)

八、塔板负荷性能图 (18)

8.1液沫夹带线 (18)

8.2液泛线（气相负荷上限线） (18)

8.3液相负荷上限线 (19)

8.4漏液线（气相负荷下限线） (19)

8.5液相负荷下限线 (20)

8.6操作线与操作弹性 (20)

九、设计评述 (21)

十、参考文献 (21)

一、设计说明书

（一）、设计题目

苯-乙苯连续精馏塔的设计

（二）、设计要求

进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含量不得高于2%；残液中乙苯含量不得低于98%。

生产能力为年产4.6万吨、98%的乙苯产品。

（三）操作条件

1.塔顶压力：4kPa（表压）

2.进料热状态：自选

3.回流比：自选

4.加热蒸气压：0.5MPa（表压）

5.单板压降≤0.7kPa。

（四）塔板类型：筛板塔

（五）工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

（六）、设计内容

1、设计说明书的内容

1)精馏塔的物料衡算；

2)塔板数的确定；

3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5)塔板主要工艺尺寸的计算；

6)塔板的流体力学验算；

7)塔板负荷性能图；

8)精馏塔接管尺寸计算；

9)对设计过程的评述和有关问题的讨论。

2、设计图纸要求：

1)绘制生产工艺流程图；

2)绘制精馏塔装配图。

二、前言

2.1塔设备在化工生产中的作用和地位

塔设备是化工、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行业普遍使用的气液传质设备，主要应用与蒸馏、吸收、解吸、萃取、洗涤、闪蒸、增湿、减湿、干燥等单元操作。

2.2筛板塔的结构特点及应用场合

筛板塔其塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊的场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。

筛板的优点是结构简单，易于加工，造价低，约为泡罩塔的60%，浮阀塔的80%；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，比同直径泡罩塔增加20%-40%；气体分散均匀，传质效率较高；安装容易清理检修方便。其缺点是筛板易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且筛板塔的设计和操作不当，易产生漏液，使操作弹性减小，传质效率下降

2.3主要物性数据

1.苯、乙苯的物理性质

2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力

3.苯、乙苯在某些温度下的液相密度

4.苯、乙苯在某些温度下的粘度

5.不同塔径的板间距

三、精馏塔的物料衡算

原料液流率为F，塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W，对精馏塔做全塔物料衡算。有：F=D+W Fx F=Dx D+Wx w

苯的摩尔质量：M A=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：M B=106.16Kg/Kmol。原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

M F=（1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33Kg/Kmol

M D=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/Kmol

M W(1-98%)×78,11+98%×106.16=105.6Kg/Kmol

3.1进料组成

原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数

x F=(0.6/78.11)/[ (0.6/78.11)+(0.4/106.16)]=0.671

x D=(0.98/78.11)/[(0.98/78.11)+(0.02/106.16)]=0.985

x w=(0.02/78.11)/[(0.02/78.11)+(0.96/106.16)]=0.027

3.2全塔的物料衡算

产物的产量：W=(4.6×10^7)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h

求得F=60.50×(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/h

D=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h

3.3相对挥发度和回流比的确定

饱和液体（泡点）进料，q=1，Xe=X F=0.671

y

x

　t /℃

x(y)摩尔分数

塔顶的温度：（示差法） 88-T

T-80

=(0.940-0.985)/(0.985-1) 解得：T=82℃ 进料板温度：

96-T

T-88

=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) ℃ 解得：T=90.87℃ 塔釜的温度：

136-T

T-128

=(0-0.027)/(0.027-0.072) 解得：T=133℃ 由t-x-y 曲线可知：

t D =83℃、t W =129.5℃、t F =90.5℃

全塔的平均温度t=( t D +t w +t F )/3=（83+129.5+90.5）/3=101℃

有由上表数据作图得x-y 曲线及t-x(y)曲线，在x-y 图上，因q=1，查得y e =0.910,而x e =x F =0.671，x D =0.985,故有

Rm=x D -y e y e -x e =(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31 因为二元物系平衡方程为y=αx

1+(α-1)x

,已知该方程过（0.671，0.910）

解得α=5.0

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，理论最小回流比较小，故取操作回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.62

3.4塔板数的计算

3.4.1理论塔板数的计算 精馏段操作线为y=

Rx R+1 +X D

R+1

=0.38x+0.61 提馏段操作线为过（0.671 ，0.865）和（0.027,0.027）两点的直线。 提馏段操作线为y=1.3x-0.0081 平衡曲线为y=5.0x

1+4x

采用逐板计算法理论塔板数，步骤如下：

精馏段 y 1=x D =0.985 x 1=y 5-4y =0.985

5-4×0.985 =0.929

y 2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973 x 2=0.878 y 3=0.944 x 3=0.771

y 4=0.903 x 4=0.651

提馏段 y 5=1.3x-0.0081=1.3×0.651-0.0081=0.8382 x 5=0.5089

y 6=0.6535 x 6=0.2739 y 7=0.3480 x 7=0.0964

y 8=0.1172 x 8=0.0259

因此，精馏塔的理论塔板数为N T =8-1=7层，进料板位置为第4块板。

3.4.2实际塔板数的计算

塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。

Q ’Conne11对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相粘度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：E T =0.49(αμL )^ -0.245

由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表

μ顶=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa ·s μ底=0.195×xW+0.238×(1-xW)=0.237 μ进料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296 μ=（μ顶+μ底+μ进料）/3=0.279

全塔效率ET=0.49×（5.0×0.279）^-0.245=0.452 精馏段N p1=N T E T =3

0.452 ≈7

提馏段N p1=N T

E T

=4/0.452≈9

总塔板数N P =N P1+N P2=16块，实际加料板位置在第8块。

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

4.1平均压力PM

取每层塔板压降为0.7KPa

塔顶压力P D =P 0+P 表=101.3+4=105.3Kpa

加料板压力P F =P D +N P1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa 塔底压力P W =P F +N P2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa

精馏段平均压力P M1=P D +P F

2 =(105.3+110.2)/2=107.75KPa

提馏段平均压力P M2=P W +P F

2 =(116.5+110.2)/2=113.35KPa

全塔平均操作压力P M =P D +P W

2

=(105.3+116.5)/2=110.9KPa

4.2平均温度tm

由试差法知t D =82℃、t W =133℃、t F =90.1℃ 精馏段平均温度t 1=t D +t F

2 =86.05℃

提馏段平均温度t 2=t W +t F

2 =111.55℃

全塔平均温度t=

t D +t W

2

=107.5℃ 4.3平均分子量

塔顶：y 1=x D =0.985 x 1=0.929 M VD,M =y 1M A +(1-y 1)M B =78.53Kg/Kmol M LD,M =x 1M A +(1-x 1)M B =80.13Kg/Kmol 加料板：y 4=0.903 x 4=0.651 M VF,M =y 4M A +(1-y 4)M B =80.83Kg/Kmol M LF,M =x 4M A +(1-x 4)M B =87.90Kg/Kmol 塔底：y 8=0.0259 x 8=0.1172 M VW,M =y 8M A +(1-y 8)M B =102.87g/Kmol M LW,M =x 8M A +(1-x 8)M B =105.43Kg/Kmol 精馏段：M L,M1=（80.13+87.90）/2=84.02 Kg/Kmol M V,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol 提馏段：M L,M2=（87.90+105.43）/2=96.67 Kg/Kmol M V,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol 全塔平均摩尔质量：M LM =(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/Kmol M VM =(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol

4.4平均密度

气相密度ρvm =

P M MV M

RT

精馏段ρvm ，1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m 3 提馏段ρ

vm ，2=113.35×91.85/ [8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26 Kg/m 3 全塔ρvm =

ρ

vm ，1﹢ρvm ，2

2

=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m 3

液相密度1 ρL =αA ρA +αB

ρB α为质量分率

由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度

塔顶平均密度1

ρDLM =0.98/812.75+0.02/901.22 ρ

DLM =814.3 Kg/m 3

进料板平均密度1

ρFLM =0.6/803.64+0.4/853.80 ρ

FLM =822.9 Kg/m 3

塔釜平均密度

1

ρWLM

=0.02/752.78+0.98/763.53 ρWLM =763.3 Kg/m 3

精馏段平均密度ρLM1=（ρDLM +ρFLM ）/2=（814.3+822.9）/2=818.6 Kg/m 3 提馏段平均密度ρ

LM2=（ρFLM +ρWLM ）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m 3 全塔液相平均密度ρ

LM =（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m 3

4.5液体的平均表面张力

由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力

塔顶表面张力σMD =0.985×21.03+（1-0.985）×22.71=21.06mN/m 进料板表面张力σ

MP =0.671×20.04+（1-0.671）×21.87=20.64 mN/m

塔底表面张力σMW =0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45 mN/m

精馏段液体表面张力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85 mN/m

提馏段液体表面张力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05 mN/m

全塔液体平均表面张力σM=（σM1+σM2）/2=19.95 mN/m

4.6液体平均粘度

知μMD =0.304 mPa·s μMF =0.296 mPa·s μMW =0.237 mPa·s

精馏段平均粘度μM1=（μMF+μMD）/2=0.300mPa·s

提馏段平均粘度μM2=（μMF+μMW）/2=0.267 mPa·s

全塔平均温度μM=（μM1+μM2）/2=0.284 mPa·s

五、汽液负荷计算

精馏段

汽相摩尔流率V=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h

气相体积流率V S=VM VM1/3600ρVM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m3/s 液相回流摩尔流率L=RD=0.62×124.08=76.930 Kmol/h

液相体积流率

L S= LM LM1/3600ρLM1=（76.930×84.02）/（3600×818.6）=2.193×10^ˉ3

提馏段

汽相摩尔流率V’=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h

气相体积流率

V S’=VM VM2/3600ρVM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m3/s

液相回流摩尔流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h

液相体积流率

L S’= L’M LM2/3600ρLM2=（261.51×96.67）/（3600×793.1）=8.854×10^ˉ3

六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

6.1塔径

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m3/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 =

①初选塔板间距H T =450mm 及板上液层高度h L =70mm,则 H T -h L =0.45-0.07=0.39m

②按Smith 法求取允许的空塔气速

(L S V S )(ρL

ρV

)?=(0.002193/1.545) ×(805.9/3.07) ?=0.023 查Smith 关联图,得C 20=0.082

负荷因子:2

.020)02.0(σC C ==0.082×﹙20.85/20﹚^0.2=0.083

泛点气速：s m C u V V L /342.107

.307

.39.805083.0max =-?=-=ρρρ 取安全系数0.7，则

操作气速s m u u /939.0342.17.0'7.0max =?==

精馏段的塔径m u V D s 45.1939

.014.3545

.144=??==π 提馏段塔径的计算

s V s s /1.573m /0.008854m

L 33

s ==、

提馏段的汽，液相平均密度为：

33/26.3/1.793m kg m kg V L ==ρρ、

0878.026.31.793573.1008854.05

.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19.05mN/m 时的C

079.02005.19''2

.020=?

?

?

??=C C

s m C u V V L /23.126

.326

.31.793079.0''''

'max =-?=-=ρρρ s m u u /861.023.17.0'7.0'max =?==

m u V D s 53.1861

.014.3573.14''4'=??==

π 调整塔径为1.6m ，综上，则取塔径为1.6m

6.2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Lw

取堰长为0.6D ，则m L W 96.06.16.0=?= 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

E ──液流收缩系数。如下图一般情况下可取E =1，对计算结果影响不大。近似取E=1。

精馏段：

m m E h ow 0006.00116.096.0895.7100084.23

2 =??

?

????=

提馏段：

m E h ow 0293.096.0874.31100084.2'3

2

=??

?

????=

m h h h ow L w 0484.00116.006.0=-=-= 取m h w 05.0=

6.3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 16.06.11.0=?=

22100.06.14

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 552.20002193

.045

.0100.0>=?=

=

精

s s L H A t s T f 509.5008854

.045

.0100.0'

>=?=

=

提

故符合要求。

取边缘区宽度 W C =0.060 m ，破沫区宽度 W S =0.1 m 。

开孔区面积按??

????

+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算 ()()m Wc D m W W D x S d 74.00.062

1.6

2R 54.01.016.026.12=-=-==+-=+-=

、 故2

122219.174.054.0sin 74.018054.074.054.02m A a =??

??????+-?=-π 6.4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

0286.008

.096.0002193

.008.0L R =?=?=（精）

m l h w o

1153.008

.096.0008854

.008.0L s =?=?=（提）

6.5开孔数和开孔率

筛孔按正三角形排列，筛板采用碳钢，取其厚度δ=3mm,取孔径mm d 50=，

0.30=d t ,故孔心距t=3×5=15 则

开孔率 002

01.1031907.0907.0=???

???=??? ???=t d ?

筛孔数 612415

19.11158000115800022=?=?

=t A n a

每层塔板的开孔面积 2000120.019.11.10m A A a =?==? 气体通过筛孔的孔速 u 0=V S A 0 =1.545

0.120

=12.88m/s

6.5塔高

由表（2-5）可见，当塔径为0.8 m 时，其板间距可取450 mm ，因此，所设板间距可用。

塔高 m H N Z T P 75.645.0)116()1(=?-=-= 精馏段塔高 m H N Z T P 7.245.0)17()11(1=?-=-=

七、塔板的流体力学验

7.1降液管液泛

取板厚060.0d =δ，60.00=d δ，

067.01

.022120

.020=?-=-f T A A A ，查《化工原理

课程设计》下册图（5-33），确定孔流系数73.00=C

干板压降 液柱m C u g h L g d 0605.073.088.129.80507.38.921212

2

00=???

?????=???

? ??=ρρ 所以气体速率为 s m A A V u f

T g a 842.01

.022545

.12=?-=

-=

故气相动能因子 ()

s m kg u F g a a 5.05.05.05

.048.107.3842.0=?==ρ

查《化工原理课程设计》图5-35确定充气系数61.0=β

气体通过塔板的压降m h h h L d P 103.007.061.00605.0=?+=+=β液柱 液体通过降液管的压降

液柱m h l L h w s r 42

342

01076.9106.2896.010193.2153.0)(153.0---?=???

? ??????== 计算降液管内清夜层高度d H ,并取泡沫相对密度=?

0.5,

m h h h H r L P d 174.01076.907.0103.04=?++=++=-

而

m h H W T 2492.02

0484

.045.02=+=+ 可见，满足 )(2

1

W T d h H H +

降液管内不会发生液泛。

7.2降液管内停留时间

s s V H A L

d f 593.710

193.2174

.01.03

=??=

=

-τ 可见停留时间足够长，不会发生气泡夹带现象。

7.3液沫夹带

液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量V e 要求低于0.1kg 液体/kg 干气体，则有

2

.36

2

.3'6

5.2107.5107.5??????

?

??--??=

???

?

??-??=

--L T T

g f T V h H Af A V h

H u e σ

σ

干气液体干气液体kg kg kg kg .100088.007.05.245.01.02545.11085.20107.52

.33

6

=??

???

? ???--???=-- 可见液沫夹带量可以允许

7.4漏液

克服液体表面张力的作用引起的压降

液柱m d h L 0021.0005

.09.80581.902085

.0481.940=???==

ρσσ

则漏液点气速()g

L

L Om h h C u ρρσ-+=13.00056.04.40

()s

m 84.507

.39

.805021.00-7.003.10056.003.70.44=??+??=

5.121.284

.588

.120 ===

Om u u K 可见不会发生严重漏液现象。

由塔板校核结果可见，塔板结构参数选择基本合理，所设计的各项尺寸可用。

八、塔板负荷性能图

8.1液沫夹带线

则由 2

.36

10

7.5???

?

??-??=

-f T V h

H u

e σ

式中 S S f T s V V A A V u 5263.01.02=-=

???

??-=

()3

/2714.1121.096.03600100284.00484.05.2360000284.00484.05.25.25.23

/23/2S

S W ow w L f L L L Ls E h h h h +=???

???????? ???+?=??

?

?

??????? ??+?=+?==

于是 1.0714.1121.045.05263.01085.20107.52

.33/236=?

??

??--???=--S S V L V e

简化得3/259.20953.3S S L V -=

在操作范围内,任取几个L S 值，由上式算出对应的V S 值，列于下表

根据表中的数据，在负荷性能图上作出液沫夹带线1。

8.2液泛线（气相负荷上限线）

()d ow w f w T h h h h h H +++=+Φ

3/23

/23

2

6855.096.0360000284.03600100084.2S S W ow

L L L Ls E h =??

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

2

2

002

0002532.09.80507.3120.073.0051.0051.0051.0S

S L V S L V c V V A C V C u h =??

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

? ???

?

?

??=ρρρρ

()3/23/24182.00305.0)6855.005.0(61.0S S ow w e L L h h h +=+?=+=β0305.04182.002532.03/22++=+=S S e c f L V h h h

2220

963.202)0286

,096.0(

153.0)(

153.0S S

W S d L L h L L h =?==

()()

2

3/23/22963.2026855.0050.00305.04182.002532.0050.045.05.0S S S S L L L V +++++=+?即23/23.802262.4369.62S S S L L V --=

在操作范围内,任取几个L S 值，由上式算出对应的V S 值，列于下表

根据表中的数据，在负荷性能图上作出液泛线2。

8.3液相负荷上限线

s m A H L f

T S /009.05

1

.045.03max ,=?==

τ

根据上式在负荷性能图上作出液相负荷上限线3。 8.4漏液线（气相负荷下限线）

3/26855.0050.0S OW W L L h h h +=+=

漏液点气速

()()[]

07

.39.8056855.0050.013.00056.073.04.413.00056.04.43/20

?

++?=-+=S g

L

L Om L h h C u ρρσ

254.03.475L V :

,2/3S min s,20max ,+==整理得om s u A V

在操作范围内,任取几个L S 值，由上式算出对应的V S 值，列于下表

根据表中的数据，在负荷性能图上作出漏液线4。

8.5液相负荷下限线

取平堰堰上液层高度

1

,006.0≈=E m h ow

006.096.03600100284.0min ,3600100084.23

/2min ,3

2=?

?

? ???=??? ????=S W ow L L Ls E h

s

m L s /10189.83

4min ,-?= 根据上式在负荷性能图上作出液相负荷下限线5。

8.6操作线与操作弹性

操作气液比5.704002193

.0545.1==S S L V

过点（0，0）和(0.002193,1.545)两点，在负荷性能图上作出操作线6。 从图中看出，操作线的上限由液泛所控制，下限由漏夜所控制，其操作弹性为：

23.456

.037

.2V min ,max s,===

S V 操作弹性

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

苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书

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。

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)

苯氯苯板式精馏塔工艺设计方案

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

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

- 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)

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）

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)

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计 算书 1

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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。

苯与氯苯精馏塔设计

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)

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

板式精馏塔课程设计

《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师

化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、设计内容 1.精馏塔的物料衡算； 2.塔板数的确定； 3.精馏塔的工艺条件及有关五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论

五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。

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。

精馏塔工艺工艺设计计算

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）

板式精馏塔设计书.doc

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)