滨州学院
课程设计任务书
一、设计题目：
分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计
二、设计条件：
（1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。
（2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产。
（3）原料组成：苯含量35%（质量百分率，下同）.
（4）进料热状况：含苯35%（质量百分比，下同）的苯——甲苯混合液,25℃.
（5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%，塔底苯含量不大于0.8%。
（6）建厂地址：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为20℃的滨州市
三、设计内容
1、设计方案的选定
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（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）
5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算
6、塔板主要工艺尺寸的计算
7、塔板的流体力学验算
8、塔板负荷性能图（精馏段）
9、换热器设计
10、馏塔接管尺寸计算
11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）
12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）
13、撰写课程设计说明书一份
设计说明书的基本内容
⑴课程设计任务书
⑵课程设计成绩评定表
⑶中英文摘要
⑷目录
⑸设计计算与说明
⑹设计结果汇总
⑺小结
⑻参考文献
14、有关物性数据可查相关手册
15、注意事项
⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源
⑵每项设计结束后列出计算结果明细表
⑶设计最终需装订成册上交
四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）
1、设计动员，下达设计任务书0.5天
2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天
3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天
4、绘制总装置图2-3天
5、整理设计资料，撰写设计说明书2天
6、设计小结及答辩1天
目录
摘要 (1)
绪论 (1)
设计方案的选择和论证 (2)
1.设计思路 (2)
2．设计方案的确定 (2)
第一章塔的工艺设计 (3)
1.1基础物性数据 (3)
1.2精馏塔的物料衡算 (4)
1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)
1.2.2平衡线方程的确定 (5)
1.2.3进料热状况q的确定 (5)
1.2.4操作回流比R的确定 (6)
1.2.5求精馏塔的气液相负荷 (6)
1.2.6操作线方程 (7)
1.2.7用逐板法算理论板数 (7)
1.2.8.实际板数的求取 (8)
1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)
1.3.1进料温度的计算 (8)
1.3.2 操作压强 (9)
1.3.3平均摩尔质量的计算 (9)
1.3.4平均密度计算 (10)
1.3.5液体平均表面张力计算 (11)
1.3.6液体平均粘度计算 (12)
1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12)
1.4.1塔径的计算 (12)
1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14)
1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)
1.6塔板布置 (16)
1.7筛板的流体力学验算 (17)
1.8．塔板负荷性能图（以提镏段为例） (18)
1.9小结 (21)
第二章热量衡算 (22)
2.1相关介质的选择 (22)
2.2蒸发潜热衡算 (22)
2.2.2 塔底热量 (23)
2.3焓值衡算 (24)
第三章辅助设备 (27)
3.1冷凝器的选型 (27)
3.1.1计算冷却水流量 (27)
3.1.2冷凝器的计算与选型 (27)
3.2冷凝器的核算 (28)
3.2.1管程对流传热系数 (28)
3.2.2壳程流体对流传热系数 (29)
3.2.3污垢热阻 (30)
3.2.4核算传热面积 (30)
3.2.5核算压力降 (31)
3.3泵的选型与计算 (33)
3.4 再沸器的选型与计算 (33)
3.4.1 加热介质的流量 (33)
3.4.2 再沸器的计算与选型 (33)
设计结果汇总 (35)
致谢 (36)
参考文献 (36)
主要符号说明 (36)
摘要
化工生产常需进行二元液相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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。
本设计书对苯和甲苯的分离设备─筛板精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。
采用筛板精馏塔，塔高14.3米，塔径1.2米，按逐板计算理论板数为36。算得全塔效率为0.541。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为17，提馏段实际板数为19。实际加料位置在第18块板(从上往下数)，操作弹性为2.7,通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用160℃饱和蒸汽加热，用16℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。
关键词：
苯__甲苯、板式精馏塔筛板计算校核
绪论
化工生产中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。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。
我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。
筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且板式精馏塔也是很早出现的一种板式
塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了结构，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有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，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。
设计方案的选择和论证
1.设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且筛板与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。
2．设计方案的确定
方案选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的。本设计任务为分离苯和甲苯混合物，对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，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，塔顶采用全凝器。
第一章 塔的工艺设计
1.1基础物性数据
（1）常压下，苯—甲苯的汽液平衡数据
温度 液相中苯的摩尔分
数x 气象中苯的摩尔分数y 温度 液相中苯的摩尔分数x 气象中苯的摩尔分数y 110.56 0 0 91.4 0.5 0.713 109.91 0.01 0.025 90.11 0.55 0.755 108.79 0.03 0.0711 88.8 0.6 0.791 107.61 0.05 0.112 87.63 0.65 0.825 105.05 0.1 0.208 86.52 0.7 0.857 102.79 0.15 0.294 85.44 0.75 0.885 100.75 0.2 0.372 84.4 0.8 0.912 98.84 0.25 0.442 83.33 0.85 0.936 97.13 0.3 0.507 82.25 0.9 0.959 95.58 0.35 0.566 81.11 0.95 0.98 94.09 0.4 0.619 80.66 0.97 0.985 92.69 0.45
0.667
80.21
0.99
0.9961
(3)饱和蒸汽压P o
Antoine 方程 t
C B
-A lgP += A
B
C
苯
6.023 1206.35 220.24 甲苯 6.078
1343.94
219.58
（4）苯-甲苯的液相密度
温度℃ 80 90 100 110 120 苯3
/kg m 815 803.9 792.5 780.3 768.9 甲苯3/kg m
810
800.2
790.3
780.3
770.0
（5）液体表面张力
温度℃
80 90 100 110 120 苯/mN m
21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 甲苯/mN m 31.69
20.59
19.94
18.41
17.31
（6）液体表面粘度
温度℃
80 90
100 110 120 苯s mPa ?
0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 甲苯s mPa ? 0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
（7）液体的汽化热
温度℃ 80 90 100 110 120 苯/kJ kg 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 甲苯/kJ kg
379.9
373.8
367.6
361.2
354.6
1.2精馏塔的物料衡算
1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
（1）苯的摩尔质量：78A M =/kg kmol
甲苯的摩尔质量：B M =92/kg kmol 0.35/78
0.38840.35/780.65/92
F x =
=+
0.98/78
0.9830
0.98/780.02/92
0.008/78
0.0094
0.008/780.992/92
D W x x =
=+==+
(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：
0.388478(10.3884)9286.56/0.983078(10.9830)9278.24/0.009478(10.0094)9291.86/D W M kg kmol M kg kmol M kg kmol
=?+-?==?+-?==?+-?=F (3) 物料衡算
原料处理量 ： 3
400001064.18/2430086.566
F kmol h ?=
=?? 总物料衡算：W D F +=
即 64.18D W += (1)
易挥发组分物料衡算：
F D W Fx Dx Wx =+
即 0.98300.009464.180.3884D W ?+?=? …………………（2） 解得： D=24.18/kmol h W=39.20 /kmol h
1.2.2平衡线方程的确定
由文献[]1中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出232321αααα =m 算出。
25384621==
A
B B
A x y x y α 同理可算出其它的α
所以
46.22321==αααα m
所以平衡线方程x
x
x x y 46.1146.2)1(1+=-+=
αα
1.2.3进料热状况q 的确定
由文献[]2中苯——甲苯混合液t-x-y 图可知，进料组成0.3884F x =时，溶液的泡点为96℃，平均温度=
9625
602
+=℃ 由文献[]3液体的比热容查得：苯和甲苯的比热容为1.83kJ/（kg ?℃）
编号 数值 编号 数值 1 2.538462 13 2.5213 2 2.474863 14 2.5231 3 2.396396 15 2.5385 4 2.363636 16 2.5684 5 2.359773 17 2.5652 6 2.369427 18 2.5909 7 2.376344 19 2.5809 8 2.399594 20 2.5989 9 2.421988 21 2.5789 10 2.437008 22 2.0309 11 2.448115 23 2.5799 12
2.484321
故原料液的平均比热容为
1.83780.3884 1.8392(10.3884)158.40p C =??+??-= kJ/（kg ?℃）
用内插法计算操作条件下，苯和甲苯的汽化热
由表7可知：设苯和甲苯的汽化热分别为X,YkJ/kg 对于苯：
959010095
386.9379.3X X
--=
-- 解得： 苯的汽化热为383.10 kJ/kg 同理： 甲苯的汽化热为370.70 kJ/kg
所以 0.3884383.1078(10.3884)370.709232464.34m γ=??+-??= kJ/kg
所以 158.40(9525)32464.34
1.3432464.34
p C t q γ
γ
?+?-+=
=
=
所以q 线方程为：1 3.94 1.1411
F q q x x x q q =
-=--- 1.2.4操作回流比R 的确定
联立： 2.46, 3.94 1.141 1.46x
y y x x
=
=-+
解得： 0.46,0.68q q x y ==
min 0.98300.68
1.3770.680.46
D q q q
x y R y x --=
=
=--
所以 min 1.5 1.5 1.61 2.07R R ==?=
1.2.5求精馏塔的气液相负荷
2.0724.9851.70/L R D kmol h =?=?=
(1)(2.071)24.9876.69/V R D kmol h =+=+?=
'51.70 1.3464.18137.70/L L qF kmol h =+=+?= '(1)76.69(1.341)64.1898.51/V V q F kmol h =+-=+-?=
1.2.6操作线方程
精馏段操作线方程为：1 2.070.983006740.31411 2.071 2.071
D n n n n x R y x x x R R +=-=+=+++++
提馏段操作线方程为：1'137.7039.200.0094 1.3980.004''98.5198.51
w n n n n Wx L y x x x V V +=
-=-?=- 1.2.7用逐板法算理论板数
111111112.460.9830
0.9592
1(1)1 1.46(1) 2.46 1.460.9830
D D y x x x y y x x x x αααα==
=?===+-+---? 220.6740.95920.320.96650.9214
y x =?+==
同理可算出如下值：
334455667788991010110.9410;0.86640.9040;0.79290.8544;0.70460.7950;0.61190.7324;0.52660.6749;0.45770.6285;0.4075
0.5947;0.37360.3884
1.3980F y x y x y x y x y x y x y x y x x y ================<==?所以第10块板上进料，以后将数据代入提馏段方程中。
1112121313141415151616171718180.5183
..37360.0040.5183;0.3043
2.46 1.460.5183
0.4214;0.22840.3153;0.15770.2165;0.14760.2023;0.09350.1267;0.06010.0804;0.03430.0440;0.0184
x y x y x y x y x y x y x y x -===-?==============19190.0217;0.00890.0094
w y x x ==<= 所以总理论板数为=T N 19块（包括再沸器），第10块板上进料。
1.2.8.实际板数的求取
由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知0.0094w x =对应的塔底温度为109.9W t =℃。0.9830D x =对应的塔顶的温度为80.3D t =℃，这样，平均塔温为
80.3109.9t 95.22
-
+==（）℃。
由经验式查[]0.245L 40.49()T E αμ-=文献 式中，
L μα--塔顶与塔底平均温度下的液相黏度塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
查文献[]5在95.2℃
苯的粘度：0.267mPa s ?；甲苯的粘度：0.275mPa s ?。 加料液体的平均粘度：
0.2670.275
0.271mPa s 2
+=?
0.245
0.49(2.460.271)
0.541T E -=??=。 精馏段实际板层数 N 9/0.54117=≈精 提馏段实际板层数 N 10/0.54119=≈提
所以精馏塔的总实际塔板数为171936N N N =+=+=精提
1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.3.1进料温度的计算
查苯—甲苯的气液平衡数据文献[]1，可知
95F t =℃
80.3D t =℃
109.9W t =℃
精馏段平均温度： 1(80.395)
87.652
m t C +==
提馏段平均温度： 2
(109.995)102.452
m t C +==
1.3.2 操作压强
每层塔板相差0.7kPa 塔顶压强D P =101.33kPa
进料板压强：F P =101.33+18?0.7=113.93kPa 塔底压强：w P =KPa 33.122
精馏段平均操作压力：1(101.33113.93)
107.632
Pm KPa +=
提馏段平均操作压力：2(113.93125.83)
119.882
Pm KPa +==
1.3.3平均摩尔质量的计算
塔顶：110.9830,0.9592D X Y x ===
0.983078(10.9830)9278.24/0.959278(10.9592)9278.57/VDm LDm M kg kmol M kg kmol
=?+-?==?+-?=
进料板：0.5947,0.3736F F Y x ==
0.594778(10.5947)9283.67/0.373678(10.3736)9286.77/VFm LFm M kg kmol M kg kmol
=?+-?==?+-?=
塔釜：0.0217,0.0089W w Y x ==
0.021778(10.0217)9291.70/0.008978(10.0089)9291.88/VWm LWm M kg kmol M kg kmol
=?+-?==?+-?=
精馏段平均摩尔质量：1178.2483.67
80.96/2
78.5787.77
82.67/2
Vm Lm M kg lmol
M kg kmol
+=
=+==
提馏段平均摩尔质量
22
83.6791.70
87.69/2
86.7791.8889.33/2
Vm Lm M kg kmol
M kg kmol
+=
=+==：
1.3.4平均密度计算
(1)气相平均密度vm ρ计算 理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：
31111107.6380.96
2.90/8.314(87.6527
3.15)m vm vm m P M kg m RT ρ??===?+
提馏段气相密度：32222119.8887.69
3.37/8.314(102.45273.15)
m vm vm m P M kg m RT ρ??=
==?+
(2)液相平均密度
Lm ρ计算
∑=i i m
ραρ/1
0.983078
0.97990.983078(10.9830)92
AD α?=
=?+-?
当80.3D t =℃时,用内插法求得下列数据
33
3
814.67/,809.71/0.97990.02011/()814.57/814.67809.71
A B LDm
kg m kg m kg m
ρρρ===+= 对于进料板：95F t =用内插法求得下列数据
33
798.20/,795.25/A B kg m kg m ρρ==
0.388478
0.34990.388478(10.3884)92
AF α?=
=?+-?
30.34990.6501
1/(
)796.36/798.20795.25
LFm kg m ρ=+=
对于塔底：109.9w t =℃ ，查表1-4得
33
3
780.4/,780.4/0.009478
0.00800.009478(10.0094)92
0.0080.99201/()780.4/780.4780.4
A B AW LWm
kg m kg m kg m ρραρ==?=
=?+-?=+=
精馏段平均密度：3
1
814.57796.36
805.47/2
2LDm LFm
Lm kg m ρρρ++=
=
= 提馏段平均密度：
3
796.36780.4
2788.38/2
2
LWm LFm
LM kg m ρρρ++=
=
= 1.3.5液体平均表面张力计算
液相平均表面张力计算公式：∑=i
i
Lm x δ
σ
塔顶：80.3D t =℃，查文献[]6
21.23/,31.35/0.983021.23(10.9830)31.3521.40/LA LB LDm mN m mN m
mN m
σσσ===?+-?=
进料板：95F t =℃，查文献[]6
19.46/,20.26/0.388419.46(10.3884)20.2619.95/LA LB LFm mN m mN m
mN m
σσσ===?+-?=
塔底：109.9W t =℃，查文献[]6
17.67/,18.43/LA LB mN m mN m σσ==
0.009417.67(10.0094)18.4318.42/LWm mN m σ=?+-?= 精馏段平均表面张力：121.4019.95
20.68/2
Lm mN m σ+==
提馏段平均表面张力：2
19.9518.4219.19/2
Lm mN m σ+==
1.3.6液体平均粘度计算
lg lg m i i x μμ=∑
塔顶：80.3D t =℃，查文献[]5
A 0.307mP ,0.310
B s mP s
μμ=?=?
lg 0.9830lg 0.307(10.9830)lg 0.310
LDm μ=?+-?
0.308LDM mP s μ?=?
进料板：95F t =℃，查文献[]6
0.267,0.275A B mP s mP s μμ=?=?
lg 0.3884lg 0.267(10.3884)lg 0.275LFm μ=?+-?
0.272LFm mP s μ?=? 塔底：109.9W t =℃，查文献[]6
s mP s mP B A ?=?=254.0,233.0μμ
lg 0.0094lg 0.233(10.0094)lg 0.254LWm μ=?+-?
0.254LWm mP s μ?=?
所以 0.3080.2720.254
0.2783
Lm mP s μ++=
=?
1.4 精馏塔工艺尺寸的计算
1.4.1塔径的计算
精馏段气液相体积流量为
31111125.1081.40
0.593m s 36003600 2.90
Vm S Vm V M V ρ-??=
==???
311S1188.5283.17
L 0.0015m s 36003600804.42
Lm Lm L M ρ-??=
==???
提馏段气液体积流量
31
222125.1088.03
0.712m s 36003600 3.32
Vm S Vm V M V ρ-??=
==???
312S2288.5288.66
L 0.0043m s 36003600787.92
Lm Lm L M ρ-??=
==???
（1）精馏段塔径计算
欲求塔径应求出空塔气速u
u =（安全系数）?max u
max
L V
V
u C ρρρ-=?
式中的C 可有史密斯关联图文献[]7查出
横坐标的数值为
1122
0.0015805.47()()0.04220.593 2.90
s L s V L V ρρ=?= 取间距0.45T H m =，取板上液层高度 L h =0.06m 。 故0.450.060.39T L H h m -=-= 查图得到200.084C =
因物系表面张力δ=20.68mN/m ，很接近20mN/m ，故无需校正
200.084C C ==
-1max 805.47 2.90
0.084 1.39m s 2.90
u -=?
=?
取安全系数为0.7，则空塔速度为
-1max 0.700.70 1.390.98m s u u ==?=?
塔径 440.593
0.88m 3.140.98
s V D u π?=
==? 按标准塔径圆整为 1.0m D =
（2）提馏段塔径计算
1122
0.0043788.38()()0.09240.712 3.37
s L s V L V ρρ=?= 取板间距0.45T H m = 板上液层高度0.06L h m = 则 0.450.060.39T L H h m -=-= 查文献史密斯关联图[]7得到200.080C =
因物系表面张力19.19/mN m δ=,很接近20mN/m ，故无需校正
0.20.2
2019.19(
)0.080()0.07932020
L
C C σ==?= 取安全系数为0.7，则空塔速度为 -1788.38 3.37
0.70.0793
0.847m s 3.37
u -=?=?
塔径440.712
1.03m 3.140.847
s V D u π?=
==? 按标准塔径圆整为 1.2m D =
根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.2m D = 塔截面积为2221.2 1.13m 4
4
T A D π
π
=
=
?=
以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 10.847
0.75/1.13
T Vs u m s A =
== 1.4.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
T N 1H 1710.457.2m Z =-?=-?=精精（）（）
提馏段有效高度为
T N 1H 1910.458.1m Z =-?=-?=提提（）（）
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 。 故精馏塔的有效高度为
Z Z Z 0.87.28.10.814.3m =++=++=精提
1.5 塔板主要工艺尺寸的计算
因塔径D=1.2m 可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。 各项计算如下： （1）溢流堰长w l
取堰长w l 为0.66D ，即w l 0.66 1.20.792m =?= （2）溢流堰堰高h w
w L ow h h h =- 因为采用平直堰
[]2E 查文献液流收缩系数计算图，=1.0
223333
36000.00432.8410(
) 2.84101()0.020.792
h OW W L h E m l --?=??=???= 取板上清液层高度 0.06m L h = 故 0.060.0020.04m W L OW h h h =-=-= （3）弓形降液管的宽度W d 和面积f A
由66.0=D l w ，查文献[]2弓形降液管的宽度与面积图得0722.0,124.0==t
f d
A A D W 故 0.1240.124 1.20.1488m d W D ==?=
0.07220.0722 1.130.082m f T A A ==?=
依式f T
A H Ls
θ=
验算液体在降液管中停留时间，即 1
0.0820.45
8.65s 0.0043
f T S A H s L θ?=
=
=>
故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速0u'为0.19m/s ，则
S 00
0.0043
0.0280.7920.19W L h m l u =
=='??
00.040.0280.012m 0.006m W h h -=-=>
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度mm h W 50'
=
1.6塔板布置
1.取边缘区宽度0.035Wc m =,安定区宽度0.065Ws m =
2.计算开孔区面积
22212sin 180a x A x R x R R π-?
?=-+????
()()1.2
W 0.14880.0650.38622d s D x W =
-+=-+=m 0.60.0350.5652
c D
R W =-=-=m
2223.140.3862[0.3860.5650.3860.565arcsin
1800.565a A =??-+?]2
0.798m = 3筛孔数n 与开孔率?
取筛孔的孔径mm d o 6=，正三角形排列，一般碳钢的板厚σ为3m,取5.3/=o d t 故孔中心距 3.5621t mm =?=
依下式计算塔板上筛孔数n ,即3
2
115810(
)209521a n A ?==孔 依下式计算塔板上开孔区的开孔率? 即：A
A O =
?%=
2200.9070.907
7.4%(/) 3.5t d ==（在5~15%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积O A 为2
00.0740.7980.06a A A m ?==?=
气孔通过筛孔的气速000.71211.86/0.06
s V u m s A =
==
3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为 D T ,则由内插法: 0.7078.7 0.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ?=℃ 3.)塔釜的温度 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为 W T ,则由内插法: 0.00100 0.050.0090.6100 W W x T --=--, 96.92W T ?=℃ 则 精馏段的平均温度: 278.2482.13 80.192 m T +==℃ 提馏段的平均温度: 196.9282.13 89.532 m T += =℃ 3.4.2操作压强 塔顶压强：P D =100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa 则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+?= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+?= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9 102.52 m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9 107.72m P +== .）液相的平均密度 0.843 D x =0.013W x =
由 1 1 i i i n αρρ ==∑ 计算 （1.）对于塔顶 078.24D T C = 查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.07 0.93210.84346.0710.84318.02 A α?= =?+-? 10.0679B A αα=-= 则 1A B D A B ααρρρ= +?A B A LB D 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679 763.6972.9 m kg ==+ （2.）对于进料板 82.13F T C = 查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.07 0.41270.215746.0710.215718.02 A α?= =?+-? 10.5102B A αα=-= 则 1A B F A B ααρρρ= +?A B A LB 1F L ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873 739.6970.5 m kg ==+ （3.）对于塔釜 096.92W T C = 160.009195x = 查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ=
板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (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件数据的计算； (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) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C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至25 C后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 第四节：精馏工艺流程草图及说明
、流程方案的选择
1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B )
第4节吸收塔的计算 吸收过程既可在板式塔内进行，也可在填料塔内进行。在板式塔中气液逐级接触，而在填料塔中气液则呈连续接触。本章对于吸收操作的分析和计算主要结合连续接触方式进行。 填料塔内充以某种特定形状的固体填料以构成填料层。填料层是塔实现气、液接触的主要部位。填料的主要作用是：①填料层内空隙体积所占比例很大，填料间隙形成不规则的弯曲通道，气体通过时可达到很高的湍动程度；②单位体积填料层内提供很大的固体表面，液体分布于填料表面呈膜状流下，增大了气、液之间的接触面积。 通常填料塔的工艺计算包括如下项目： （1）在选定吸收剂的基础上确定吸收剂的用量； （2）计算塔的主要工艺尺寸，包括塔径和塔的有效高度，对填料塔，有效高度是填料层高度，而对板式塔，则是实际板层数与板间距的乘积。 计算的基本依据是物料衡算，气、液平衡关系及速率关系。 下面的讨论限于如下假设条件： （1）吸收为低浓度等温物理吸收，总吸收系数为常数； （2）惰性组分B在溶剂中完全不溶解，溶剂在操作条件下完全不挥发，惰性气体和吸收剂在整个吸收塔中均为常量； （3）吸收塔中气、液两相逆流流动。 吸收塔的物料衡算与操作线方程式 全塔物料衡算图2－12所示是一个定态操作逆流接触的吸收塔，图中各符号的意义如下：
V －惰性气体的流量，kmol （B ）／s ； L —纯吸收剂的流量，kmol （S ）／S ； Y 1；、Y 2—分别为进出吸收塔气体中溶质物质量的比，kmol （A ）／kmol （B ）；X 1、X 2——分别为出塔及进塔液体中溶质物质量的比，kmol （A ）／kmol （S ）。注意，本章中塔底截面一律以下标“l ”表示，塔顶截面一律以下标“2”表示。 在全塔范围内作溶质的物料衡算，得： VY 1＋LX 2＝VY 2＋LX 1 或V （Y 1－Y 2）＝L （X 1－X 2） （2－38） 一般情况下，进塔混合气体的流量和组成是吸收任务所规定的，若吸收剂的流量与组成已被确定，则V 、Y 、L 及X 2。为已知数，再根据规定的溶质回收率，便可求得气体出塔时的溶质含量，即： Y 2＝Y l （1－фA ） （2－39） 式中фA 为溶质的吸收率或回收率。 通过全塔物料衡算式2－38可以求得吸收液组成X 1。于是，在吸收塔的底部与顶部两个截面上，气、液两相的组成Y 1、X l 与Y 2、X 2均成为已知数。 2．吸收塔的操作线方程式与操作线 2 1 图2-12 物料衡算示意图
1 精馏塔的物料衡算 1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =3 2.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol 315.002 .18/55.004.32/45.004 .32/45.0=+= F x xD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.315?32.04+(1-0.315) ?18.02=22.44kg/kmol D M =0.898?32.04+(1-0.898) ?18.02=30.61kg/kmol 1.3 物料衡算 原料处理量 F=17500000/(330?24?22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W 甲醇物料衡算 ωX +=?W D 898.0315.0467.98 联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001 W M =0.001?32.04+(1-0.001) ?18.02=18.03kg/kmol 2 塔板数的确定 2.1 理论板层数N T 的求取 2.1.1 相对挥发度的求取 表1：甲醇的x-y-t 平衡表， 温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0 0 71.3 59.37 81.83
92.9 5.31 28.34 70.0 68.49 84.92 90.3 7.67 40.01 68.0 85.62 89.62 88.9 9.26 43.53 66.9 87.41 91.94 85.0 13.15 54.55 64.7 100 100 81.6 20.83 62.73 78.0 28.18 67.15 73.8 46.20 77.56 72.7 52.92 79.71 将表1中x-y 分别代入) 1()1(A A A A y x y x --=α得表2 表2：甲醇的α-t 表 温度/℃ 挥发度 温度/℃ 挥发度 92.9 7.05 72.7 3.50 90.3 8.03 71.3 3.08 88.9 7.55 70.0 2.59 85.0 7.93 68.0 1.45 81.6 6.40 66.9 1.63 78.0 5.27 73.8 4.02 所以==∑1212...21a a a m α 4.2 2.1.2进料热状态参数q 值的确定 根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃ t m =2 6.7760+=68.8℃ 查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下： 比热（68.8℃）kJ/kg K 汽化热（77.6℃）kJ/kg 水 4.186 2334.39 甲醇 2.84 1091.25 则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg
《精馏段和提馏段操作线方程》教学设计
线方程可通过塔板间的物料衡算求得。 在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。 讲授新知讲述： 1、精馏段操作线方程 在图片虚线范围（包括精馏段的 第n+1层板以上塔段及冷凝器）内作 物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：V=L+D 易挥发组分的物料衡算： V y n+1=Lx n+Dx D 式中： V——精馏段内每块塔板上升的蒸汽 摩尔流量，kmol/h； L——精馏段内每块塔板下降的液体 摩尔流量，kmol/h； y n+1——从精馏段第n+1板上升的蒸 汽组成，摩尔分率； x n——从精馏段第n板下降的液体组 成，摩尔分率。 聆听并看下图 学生书写记忆： D n n x D L D x D L L y + + + = +1 1 1 1+ + + = +R x x R R y D n n 分析归纳：(小组发言) 关于精馏段操作线方程的两点 讨论（1）该方程表示在一定操作条 件下，从任意板下降的液体组成x n 和 与其相邻的下一层板上升的蒸汽组 成y n+1 之间的关系。
将以上两式联立后，有： D n n x D L D x D L L y +++=+1 令R =L /D ，R 称为回流比，于是上式可写作： 111+++= +R x x R R y D n n 以上两式均称为精馏段操作线方程。 点评小组的发言：（略） （2）该方程为一直线方程，该直线过对角线上a (x D ，x D )点，以R /(R +1)为斜率，或在y 轴上的截距为 x D /(R +1)。 讲授新知 讲述： 2、 提馏段操作线方程 在图虚线范围（包括提馏段第m 层板以下塔段及再沸器）内作物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：L’=V’+W 易挥发组分衡算：L’x m =V’y m+1+Wx W 式中： L ’——提馏段中每块塔板下降的液体流量，kmol/h ； V ’——提馏段中每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h ； x m ——提馏段第m 块塔板下降液体中 易挥发组分的摩尔分率； y m +1——提馏段第m +1块塔板上升蒸 聆听并看下图 学生书写记忆： W m m x W L W x W L L y ---= +''''' 1
文件编号：TP-AR-L3291 In Terms Of Organization Management, It Is Necessary To Form A Certain Guiding And Planning Executable Plan, So As To Help Decision-Makers To Carry Out Better Production And Management From Multiple Perspectives. （示范文本） 编订：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 精馏的物料衡算(正式版)
精馏的物料衡算(正式版) 使用注意：该安全管理资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的具有指导性，规划性的可执行计划，从而实现多角度地帮助决策人员进行更好的生产与管理。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 一、全塔物料衡算 连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组 成，是和进料的流量与组成有关的。它们之间的关系 可通过全塔物料衡算求得。衡算范围如图10—2虚线 框内所示。 总物料平衡 F＝D+W (10—1) 易挥发组分平衡 Fxr＝DxD+Wxw (10—2) 式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h； D——馏出液摩尔流量，kmol／h； W——釜残液摩尔流量，kmol／h； XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；
XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数； XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。 只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。 式中 D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。 精馏生产中还常用回收率的概念。所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的 全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。实际生产中，精馏塔的进料是由前
一、精馏塔全塔物料衡算 )(:)(:)(:s kmol W s kmol D s kmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成 ：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数x x x w D F a t F 4102.1?= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=x kmol kg 04.32=M 甲醇 kmol kg 02.18=M 水 原料甲醇组成： 00F 4.3202.18/5404.32/4604 .32/46=+= x 塔顶组成：00D 2.8802 .18/704.32/9304 .32/93=+=x 塔底组成：00W 6.002 .18/9904.32/104 .32/1=+=x 进料量： s kmol a t F 23 44 10205.23600 24300] 02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-?=??-+??=?= 物料衡算式为： x x x W D F W D W D F F +=+= 联立代入求解：3 108-?=D 2 10405.1-?=W 二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 1、温度 C C C o o o t t t t t t t t t 2.99.......................... 06.0100 31.509.9210076.66 (100) 2.887 .6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度： C o t t t 64.67276 .6652.682 D F 1=+= += 提馏段平均温度： C o t t t 86.832 76 .6652.682 W F 2 =+= +=
甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏 塔设计 系部：化学工程系 专业班级：普08应用化工（1）班 姓名： 指导老师： 时间：2010年5月8日 新疆轻工职业技术学院
目录 摘要 (2) 关键词 (2) 前言 (2) 1精馏 (2) 2工艺条件 (3) 3精馏塔的物料衡算 (4) 4板数的确定 (5) 5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7) 6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9) 7塔板主要工艺尺寸的计算 (10) 8筛板的流体力学验算 (11) 9塔板负荷性能图 (13) 小结 (16) 参考文献 (18) 致谢 (19)
摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。 关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏 前言 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，而且其中大部分都是均相物质。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。 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，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。 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；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 1 精馏 1.1 精馏的原理 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质控制。 1.2 精馏塔设备
课程设计任务书 一、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计； 试设计一座填料吸收塔，采用清水吸收混于空气中的氨气。混合气体的处理量为2600m3/h，其中含氨为7%（体积分数），混合气体的进料温度为25℃。要求：氨气的回收率达到98%。（20℃氨在水中的溶解度系数为H＝0.725kmol/（m3.kPa） 二、工艺操作条件： （1）操作平均压力常压 （2）操作温度: t=20℃ （3）吸收剂用量为最小用量的倍数自己确定 （4）选用填料类型及规格自选。 三、设计内容 （1）设计方案的确定和说明 （2）吸收塔的物料衡算； （3）吸收塔的工艺尺寸计算； （4）填料层压降的计算； （5）液体分布器简要设计； （6）绘制液体分布器施工图 （7）吸收塔接管尺寸计算； （8）设计参数一览表； （9）绘制生产工艺流程图（A4号图纸）； （10）绘制吸收塔设计条件图（A4号图纸）； （11）对设计过程的评述和有关问题的讨论。
目录 1. 设计方案简介 (1) 1.1设计方案的确定 (1) 1.2填料的选择 (1) 2. 工艺计算 (1) 2.1 基础物性数据 (1) 2.1.1液相物性的数据 (1) 2.1.2气相物性的数据 (1) 2.1.3气液相平衡数据 (1) 2.1.4 物料衡算 (1) 2.2 填料塔的工艺尺寸的计算 (2) 2.2.1 塔径的计算 (2) 2.2.2 填料层高度计算 (3) 2.2.3 填料层压降计算 (6) 2.2.4 液体分布器简要设计 (7) 3. 辅助设备的计算及选型 (8) 3.1 填料支承设备 (8) 3.2填料压紧装置 (8) 3.3液体再分布装置 (8) 4. 设计一览表 (9) 5. 后记 (9) 6. 参考文献 (9) 7. 主要符号说明 (10) 8. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）
第二节精馏原理、第三节精馏塔物料衡算 复习 【学习目标】 1、理解精馏的原理，精馏过程及连续精馏的流程。 2、理解全塔物料方程、操作线方程，掌握有关的计算。 【学习过程】 一、简单蒸馏 1、简单蒸馏的定义： 2、简单蒸馏时一种、蒸馏操作。 3、简单蒸馏包含、和等设备。 4、随着蒸馏过程的进行，釜液中易挥发组分的含量不断，与之平衡的气相组成中易挥发组分的含量不断，釜中液体的泡点逐渐。 二、精馏原理 1、精馏过程就是将液相多次和将气相多次的过程，液体混合物经过 和后，便可以得到几乎完全的分离。 2、精馏装置的作用 ⑴塔板的作用 精馏塔塔板上气相中易挥发组分从上而下逐板；液相中难挥发组分从上而下逐渐；温度从上而下逐渐。 ⑵精馏段是指，其作用是 。 ⑶提馏段是指，其作用是 。 ⑷回流的作用 。⑸塔釜的作用 。 3、精馏连续进行的必要条件是。 4、精馏可以分为和。 三、精馏塔物料衡算的前提 1、为了简化精馏衡算，通常引入下列几种假设、、 和。 2、恒摩尔汽化是指 。 3、恒摩尔溢流是指 。 四、精馏塔物料衡算 1、精馏塔物料衡算包括、和。 2、全塔物料衡算的表达式为和。 3、精馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 4、提馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 5、精馏塔的进料状况包括(q )、(q )、 ( q )、(q )和(q )。 6、进料热状况参数表达式为，当进料状况为液体时，表达式为 。 7、进料状况方程(q线方程)的表达式为，代表提馏段操作线和精馏段操作线焦点轨迹方程。 8、精馏段操作线、提馏段操作线和进料状况操作线与对角线交点分别为、 和。 【基础练习】 1、在精馏塔内自上而下，气相中易挥发组分的含量逐板( ) A、增多 B、减少 C、不变 D、先减少后增多 2、在精馏操作中自上而下，精馏塔内温度的变化情况( )
重庆大学课程设计报告 课程设计题目：甲醇—水分离过程填料 精馏塔塔设计 学院：化学化工学院 专业：制药工程01班 年级： 2008级 姓名：刘晶 学号： 20087057 完成时间： 2011年7月6日 成绩： 平时成绩（20%）： 图纸成绩（40%）： 报告成绩（40%）： 指导老师：张红晶
1、设计简要 1.1 设计任务及概述 在抗生素类药物生产中，需要甲醇溶液洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液，其组成为含甲醇50%、水50%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶液重复利用，拟建一套填料精馏塔，对废甲醇进行精馏，得到含水量≦0.3%（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇溶液处理量为日产3吨，塔底废水中甲醇含量≦0.5%（质量分数）。 操作条件： (1) 常压； (2) 拉西环，填料规格。 1.2 设计方案 填料塔简介 填料塔是提供气-液、液-液系统相接触的设备。填料塔外壳一般是圆筒形，也可采用方形。材质有木材、轻金属或强化塑料等。填料塔的基本组成单元有： ①：壳体（外壳可以是由金属（钢、合金或有色金属）、塑料、木材，或是以橡胶、塑料、砖为内层或衬里的复合材料制成。虽然通入内层的管口、支承和砖的机械安装尺寸并不是决定设备尺寸的主要因素，但仍需要足够重视; ②：填料（一节或多节，分布器和填料是填料塔性能的核心部分。为了正确选择合适的填料，要了解填料的操作性能，同时还要研究各种形式填料的形状差异对操作性能的影响）； ③：填料支承（填料支承可以由留有一定空隙的栅条组成，其作用是防止填料坠落；也可以通过专门的改进设计来引导气体和液体的流动。塔的操作性能的好坏无疑会受填料支承的影响）; ④：液体分布器（液体分布的好坏是影响填料塔操作效率的重要因素。液体分布不良会降低填料的有效湿润面积，并促使液体形成沟流）； ⑤：中间支承和再分布器（液体通过填料或沿塔壁流下一定的高度需要重新进行分布）； ⑥：气液进出口。 塔的结构和装配的各种机械形式会影响到它的设计并反映到塔的操作性能上，应该力求在最低压降的条件下，采用各种办法提高流体之间的接触效率，并设法减少雾沫夹带或壁效应带来的效率损失。与此同时，塔的设计必须符合由
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………
化工原理课程设计任务书一 一、设计题目：乙醇精馏塔 二、设计任务及条件 （1）、进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分率，下同） （2）、产品乙醇含量不低于93.1%； （3）、釜残液中乙醇含量不高于0.01%； （4）、生产能力5000T/Y乙醇产品，年开工7200小时 （5）、操作条件： ①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1. 03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料；④回流比：R=5 ⑤单板压降：75mm液柱 三、设计内容 （1）、流程的确定与说明； （2）、塔板和塔径计算； （3）、塔盘结构设计： i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。（4）、其它：i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 四、设计成果 （1）设计说明书一份； （2）A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。 化工原理课程设计任务书(6) (一) 设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 (二) 设计任务及操作条件 1) 进精馏塔的料液含乙醇25%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于94%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.1%； 4) 生产能力为日产（24小时）吨94%的乙醇产品； 5) 操作条件 a) 塔顶压力 4kPa（表压） b) 进料热状态自选 c) 回流比自选 d) 加热蒸气压力 0.5MPa（表压） e) 单板压降≤0.7kPa。 (三) 塔板类型
浮阀塔。 (四) 厂址 厂址为武汉地区。 (五) 设计内容 1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 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（A2号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A2号图纸）。 3.4 浮阀精馏塔设计实例 3.4.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计 2 原始数据及条件 生产能力：年处理乙醇-水混合液14.0万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于95%
化工原理课程设计 -------水吸收二氧化硫过程填料吸收塔设计说明书 学院： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 设计时间:
化工原理课程设计任务书(2) 一、设计题目 水吸收二氧化硫过程填料吸收塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 ①生产能力（入塔炉气流量） 2500 m3／h ②二氧化硫吸收率 96% ③入塔炉气组成(含二氧化硫) （摩尔分率） 2、操作条件 ①入塔炉气温度25℃ ②洗涤除去二氧化硫的清水温度20℃ ③操作压强常压 ④吸收温度基本不变,可近似取为清水的温度 3、填料类型阶梯环填料,填料规格自选 4、厂址齐齐哈尔地区 三、设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、吸收塔的物料衡算 3、吸收塔工艺尺寸计算 4、填料层压降的计算 5、液体分布器简要设计 6、填料吸收塔装配图(1号图纸) 7、设计评述 8、参考资料
目录 1 绪论 (1) 吸收技术概况 (1) 吸收设备的发展 (1) 2 设计方案的确定 (2) 方案的确定 (2) 流程的确定 (2) 3 填料选择 (2) 4 吸收塔的工艺计算 (2) 基础物性数据 (2) 4.1.1 液相物性数据 (2) 4.1.2 气相物性数据 (2) 4.1.3 气液相平衡数据 (3)
物料衡算 (3) 填料塔的工艺尺寸计算 (4) 4.3.1塔径的计算 (4) 4.3.2传质单元高设计 (7) 4.3.3传质单元数的计算 (7) 4.3.4填料层高度 (9) 填料层压降 (10) 5 填料塔的附属结构 (11) 液体分布器简要置 (11) 液体再分配置 (11) 填料支撑结构 (12) 5.3.1填料支撑结构应满足三个基本条件 (12) 5.3.2较常用的支撑结构 (12)
2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ， 表2.1 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D
滨州学院 课程设计任务书 一、设计题目： 分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计 二、设计条件： （1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。 （2）生产制度：年开工300天,每天三班8小时连续生产。 （3）原料组成：苯含量35%（质量百分率,下同）. （4）进料热状况：含苯35%（质量百分比,下同）的苯——甲苯混合液,25℃. （5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%,塔底苯含量不大于0.8%。 （6）建厂地址：大气压为760mmHg,自来水年平均温度为20℃的滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 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（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘,A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘,A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员,下达设计任务书0.5天 2、收集资料,阅读教材,拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料,撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天
2 精馏塔的工艺计算 2、1精馏塔的物料衡算 2、1、1基础数据 (一)生产能力: 10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。 (二)进料组成: 乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。 (三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。 2、1、2物料衡算(清晰分割) 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2、1 进料与各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得: ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ (式2、 1) 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500 总计 226、8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2、2精馏塔工艺计算 2、2、1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199): C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注:压力单位0、1Mpa,温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544 总计 226、8659 13、2434 213、6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、8 41、0 乙苯 106 617、2 36、0 名称 A B C D
课程设计题目 浮阀精馏塔连续回收乙醇与水混合物中的乙醇设计 姓名：黄同月 学号：3212003902（30号） 班级：121103班 指导老师：罗儒显 完成时间：2014年9月18日
目录 一.板式精馏塔工艺设计内容及任务 (3) 1.1设计背景 (3) 1.2设计目的 (4) 1.3设计题目 (4) 1.4设计的要求 (4) 1.5设计条件及操作条件 (4) 1.6 浮阀塔及筛板塔的特性 (5) 1.6.1 浮阀塔的特性 1.6.2筛板塔的特性 二. 精馏塔工艺的设计 (6) 2.1精馏塔全塔物料衡算 (6) 2.2 理论塔板的计算 (7) 2.2.1最小回流比及操作回流比 2.2.2精馏段操作曲线 2.2.3提馏段操作曲线 2.2.4作直角阶梯图求理论塔板 2.3实际塔板数计算 (9) 2.4常用数据一览表 (9) 三.精馏塔尺寸计算 (9) 3.1塔径的初步设计 (10) 3.1.1塔径 3.1.2总塔高 3.2塔板主要工艺尺寸 (13) 3.2.1溢流装置 3.2.2降液管宽度W d 与降液管面积A f 3.2.3降液管底隙高度h 3.2.4筛板的布置 3.2.5开孔区面积 3.3浮阀数目及排列 (16) 3.3.1浮阀数目N 3.3.2阀孔排列 3.4各接管尺寸的确定 (17) 3.4.1进料管 3.4.2塔釜残夜出料管 3.4.3回流管 3.4.4塔顶上升蒸汽管
3.4.5水蒸气进口管 3.5精馏塔主要附属设备 (19) 3.5.1冷凝器 3.5.2再沸器 3.5.3除沫器 3.5.4法兰 3.5.5视镜 3.5.6塔体壁厚 3.5.7筒体与封头 四.流体力学验算 (21) 4.1气体通过浮阀塔版的压力降（单板压降） (21) 4.1.1干板阻力h c 4.1.2板上充气液阻力h 1 4.1.3由表面张力引起的阻力 4.2漏液验算 (21) 4.3液泛验算 (21) 4.4雾沫夹带验算 (22) 五.操作性能负荷图 (22) 5.1气相负荷下限线（又称漏液线），记为线1 (24) 5.2过量雾沫夹带线（又称为气相负荷上限线），记为线2 (24) 5.3液相负荷下限线，记为线3 (24) 5.4液相负荷上限线，记为线4 (25) 5.5液泛线，记为线5 (25) 六.浮阀塔板工艺设计结果一览表 (26) 七.参考文献 (27) 八.设计心得 (28) 一.板式精馏塔工艺设计内容及任务 1.1设计背景 随着世界石油资源的减少,作为生物燃料的无水乙醇在今后的动力燃料中可能占一席之地，而无水乙醇与汽油混合(俗称汽油醇) 可作为内燃机的燃料就成为
2 精馏塔的工艺计算 精馏塔的物料衡算 基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。 物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+?=D Kmol/h W=F-D= 0681 .1005.06225.21322=?==W X W ，ω编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯 总计 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434 .001.02434.1333=?==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω 表2-2 物料衡算表 精馏塔工艺计算 操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯 总计 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D