化工原理课程设计说明书--板式精馏塔设计(1)
河南科技学院化工原理（下）课程设计
处理量为7万吨/年二硫化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计
学院：化学化工学院
专业：化学工程与工艺
班级：化工094班
姓名：吕庆宝
指导教师：杨胜凯
【精馏塔设计任务书】
一设计题目
精馏塔及其主要附属设备设计
二工艺条件
生产能力：7万吨每年（料液）
年工作日：7200小时
原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（摩尔分率，下同）
产品组成：馏出液 96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：自定
加热方式：直接蒸汽加热
回流比：自选
三设计内容
1 确定精馏装置流程;
2 工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
3主要设备的工艺尺寸计算
板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
4流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 主要附属设备设计计算及选型
四设计结果总汇
将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。
五参考文献
列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。
流程的设计及说明
图1 板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：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。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。
【已知参数】: 主要基础数据:
表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质
项目 分子式
分子量 沸点(℃) 密度3/g cm 二硫化碳 2CS 76 46.5 1.260 1.595
四氯化碳
4CCl
154
76.8
表2 液体的表面加力σ (单位:mN/m)
温度℃ 46.5 58 76.5 二硫化碳 28.5 26.8 24.5 四氯化碳
23.6
22.2
20.2
表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳摩尔分率y 液相中二硫化碳摩尔分率x 气相中二硫化碳摩尔分率y 0
0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580
0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950
0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0
0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0
【设计计算】 一、精馏流程的确定
二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。 二、塔的物料衡算
(一)、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 0.32F x =0.96D x =0.024W x =
（二）、平均分子量
0.3276(10.32)154129.04
0.9676(10.96)15479.12
0.02476(10.024)154152.128F D W M M M =?+-?==?+-?==?+-?= （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量7000000070000000
75.34/129.04*7200
F F kmol h M =
==
总物料衡算 D W F +=
易挥发组分物料衡算
0.960.0240.32D W F +=
联立以上三式可得：
23.82/51.52/75.34/D kmol h W kmol h F kmol h
=== 三、塔板数的确定 （一）理论板N T 的求法 用图解法求理论板
（1） 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x 图,如图2所示 （2） 进料热状况参数 q =1
（3） q 线方程0.32
F x =
图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板
（4） 最小回流比min R 及操作回流比R 依公式min 0.960.5645
1.620.56450.32
D q q q
x y R y x --=
=
=--
取操作回流比min 1.52 1.62 3.24R R ==?= 精馏段操作线方程
3.240.96
0.760.2311 4.24 4.24
D X R y x x x R R =+=+=+++
按常规M,T ，在图(1)上作图解得：
(11)T N =层（不包括塔釜）
，其中精馏段为7层，提馏段为4层. (二) 全塔效率T E
0.170.616lg T m E μ=-
塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度m μ
0.340.660.330.30.660.68 1.428m A B μμμ=+=?+?=
故:0.170.616lg1.4280.43T E =-= (三) 实际板数
N
精馏段:7/16.3(T N E ==精层取17层) 提馏段:4/9.3T N E ==提层(取10层) 四：塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m
塔顶压强P D =101.3恐怕取每层塔板压降△P=0.7kPa 则： 进料板压强：P F =101.3+17?0.7=113.2kPa
塔釜压强：P w =101.3+10?0.7=108.3kPa
精馏段平均操作压强：P m =
113.2108.3
110.752
+==109.5 kPa 提馏段平均操作压强：P ′m =
101.3113.2
107.252
+==116.8kPa. (二) 操作温度的计算
近似取塔顶温度为46.5℃,进料温度为58℃,塔釜温度为76℃
精馏段平均温度()46.558
52.2522VD F m t t t ++=
=精=℃ 提馏段平均温度()5876.5
67.2522
W F m t t t ++==
=提℃ (三) 平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.96查平衡曲线,得x1=0.927 VDm 0.9676(10.96)15479.12/M kg kmol =?+-?=
LDm 0.92776(10.927)15475.07/M kg kmol =?+-?=；
进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： y F =0.582 x F =0.32； VFm 0.58276(10.582)15498.98/M kg kmol =?+-?=； L F m 0.3276
(10.32)154129.04/
M k g k m o l
=?+-?=； 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.024 '1x =0.0796
VWm 0.024764(10.024)154152.128/M kg kmol =?+-?= LWm 0.079676(10.0796)154147.79/M kg kmol =?+-?= 精馏段平均摩尔质量：
Vm()(79.1298.98)289.05/M kg kmol =+=精； Lm((75.07129.04)2102.06/M kg kmol =+=精)； 提馏段平均摩尔质量：
'Vm()(98.98152.128)2125.55/M kg kmol =+=提；
'Lm()(147.79129.04)2138.42/M kg kmol =+=提；
（四) 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：
①塔顶部分 依下式：
1A B Lm LA LB
αα
ρρρ=+（α为质量分率）；其中A α=0.941,B α=0.059；
即：30.9410.059
11275.2/12601295
Lm Lm kg m ρρ=
+?=； ②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.32得AF α=0.203；
3
0.20310.20311513.3/12601595
L F m L F m k g m ρρ-=
+?=； ③塔釜处液相组成：由x W =0.024 得AW α=0.0253；
3
0.025310.025311636.3/12601595
L W m L W m k g m ρρ-=
+?=； 故 精馏段平均液相密度：
3L ()(753.4867.9)2810.7/m kg m ρ=+=精；
提馏段的平均液相密度：
3
L ()
(1636.31513.3)21574.8/
m k g m ρ=+=提； 2、气相密度Vm ρ：
① 精馏段的平均气相密度
Vm()3Vm()p 109.591.97
3.78/8.314(52.2523.1)
m M kg m RT ρ?===?+精精
② 提馏段的平均气相密度 Vm()
3Vm()p 116.8124.54
5.14/8.314(67.25273.1)
m M kg m RT
ρ?=
=
=?+‘提提
（五）液体平均表面张力 m σ的计算
液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1
n
i i i x σμ==∑
①塔顶液相平均表面张力的计算 由D t =45.5℃查手册得： A 28.5/mN m σ=； 23.6/B m N m σ=；
L D m 0.9628.5
0.0423.628.304/
m N m σ=?+?=； ② 进料液相平均表面张力的计算 由F t =58℃查手册得： A 26.8/mN m σ=； 22.2/B m N m σ=；
L D m 0.3226.8(10.32)22.223.67/
m N m σ=?+-?=； ③ 塔釜液相平均表面张力的计算 由W t =97.33℃查手册得：
A 24.5/mN m σ=； 20.2/
B m N m σ=
L W m 0.02424.5(10.024)20.220.303/
m N m σ=?+-?=； 则： 精馏段液相平均表面张力为：
m()/mN m σ=精(20.17+51.24)
提馏段液相平均表面张力为：
m()(23.6720.303)221.99/mN m σ=+=提
（六）液体平均粘度的计算Lm μ
液相平均粘度依下式计算，即Lm i i x μμ=∑；
塔顶液相平均粘度的计算，由由D t =46.5℃查手册得： 0.33A mPa s μ= ； 0.71B m P a s μ= ； 0.960.33
0.040.710.34
L D m m P a s μ=?+?= ； 进料板液相平均粘度的计算：由F t =58℃手册得： 0.28A mPa s μ= ； 0.64B m P a s μ= ； 0.320.28
0.680.640.52
L F m m P a s μ=?+?= ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由W t =76.8℃查手册得： 0.25A mPa s μ= ； 0.51B m P a s μ= ； 0.0240.250.9760.510.5
L W m m P a s μ=?+?= ； 五、精馏塔气液负荷计算
精馏段：V=(R+1) 'D =(3.241)23.82100.99/kmol h +?= ()3Vm()
100.9989.05
0.66m /36003600 3.78
Vm s VM V s ρ?=
=
=?精精
L=RD= 3.2423.8277.18k m o l h ?=
()3Lm()77.18138.42
0.0021m /360036001394.3
Lm s LM L s ρ?===?精精
L h =3600?0.0021=7.663m /h
提馏段：'100.99V V kmol ==； ()
'()'3Vm()
100.99125.55
0.69m /36003600 5.14
Vm s
V M V s ρ?=
=
=?提提提；
'L =L +F =77.18+75.34=152.52k m o l /h
； '()
'3Lm()
152.5289.05
0.0024m /360036001574.8
Lm s LM L s ρ?=
=
=?提提；
'3L 36000.00248.62m /h h =?=； 六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
（一）塔径D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段：
H T -h L =0.40-0.07=0.33
11
220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78
s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式
0.20.2
2026.06(
)0.078(
)0.073320
20
C C σ
===；
m a x 78
0.07 1.496
/
u m s === 取安全系数为0.7，则：
u=0.7?max u =0.7?2.14=1.047m/s
故： 1.265D m =
==； 按标准，塔径圆整为1.４m,
则空塔气速为22
44 1.04
0.78/1.3s V u m s D ππ?=
==? 塔的横截面积2221.40.63644
T A D m ππ
===
②提馏段： 11
''22''0.002771574.8
()()()()0.05070.956 5.14
s L s V L V ρρ==；查图
20C =0.068；依公式：0.2
0.2
2022.09(
)0.0680.069420
20C C σ
??
==?= ?
??
；
取安全系数为0.70，
'max 0.70.7 1.213
0.849/u u m s =?=?=；
' 1.20D m =
==； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.４m 塔的横截面积:''2221.4 1.3274
4
T A D m π
π
=
=
=
空塔气速为22
440.956
'0.720/1.3s V u m s D ππ?=
==? 板间距取0.4m 合适
（二）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：
①精馏段：
1、溢流堰长 w l 为0.7D ，即：0.7 1.40.91w l m =?=；
2、出口堰高 h w h w =h L -h ow
由l w /D=0.91/1.４=0.7, 2.5 2.5
8.28
10.480.91h w L m =
=查手册知： E 为1.03 依下式得堰上液高度：22
3
3
2.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ??
??=
=?= ? ???
??
故：L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-= 3、降液管宽度d W 与降液管面积f A
有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A == 故：d W =0.14D=0.14 ?1.3=0.182m
2220.08
0.08 1.30.10624
4
f A D m π
π
==?
?=
()0.10620.4
18.55,0.0023
f T s
A H s s L τ?=
=
=>符合要求
4、降液管底隙高度0h
取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h ， 即：000.0023
0.0250.910.1
s w L h m l u =
==? ②提馏段：
1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ，即：'0.7 1.40.91w l m =?=；
2、
出口堰高'w h ''
w L ow h =h -h ；
由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ，'2.5 2.5
9.98
12.630.91
h w L l m =
=查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度：
2
2
3
3
'
'2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h ow
w L h E m l ????==?= ? ???
??
0.070.01460.0554w h m =-=。
3、
降液管宽度d W ‘
与降液管面积f A ‘
有/w l D ‘’=0.7查手册得/0.14,/0.08d f T W D A A ==‘’‘’
故：d W ‘=0.14D=0.14 ?1.４=0.182m 2220.08
'0.08 1.40.10624
4
f A D m π
π
==?
?=‘
()0.10620.4
18.55,0.0023
f T s
A H s s L τ?=
=
=>符合要求降液管底隙高度'0h
取液体通过降液管底隙的流速0u =0.008m/s 依式计算降液管底隙高度'0h ：即
''
0'00.00142
0.0317
0.560.08
s w L h m l u ===? （三）塔板布置
1、取边缘区宽度c W =0.035m ,安定区宽度s W =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积
212sin 180x A R R απ-?
?= ??
? 其中()()1.3
0.1820.0650.40322d s D x W W m =-+=
-+= 1.3
0.0350.61522
c D R W m =-=
-= 故:
210.40320.615sin 1800.615A απ-??= ??
? 2
0.915m =
②提馏段：依下式计算开孔区面积
''
'21'2sin 180x A x R R απ-??= ??
? 2
10.22320.20.2230.365s i n
180
0.365
π
-??= ??
? =0.304 2m
其中()()''
''0.8
0.1120.0650.22322
d s D x W W m =-+=-+=
''
0.8
0.035
0.365
22
c D R W m =-=-= （四）筛孔数n 与开孔率?
取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为4mm,取0/ 3.5t d = 故孔中心距t=3.5 ? 5.0=17.5mm
依下式计算塔板上筛孔数n ,即
3322
1158101158100.915346017.5n A t α????
??==?= ? ?????
孔 依下式计算塔板上开孔区的开孔率?，即： 02
0A 0.907
%7.5%(/)
A t d α?=
==（在5~15%范围内） 精馏段每层板上的开孔面积o A 为
20.0750.9150.0686o A A m α?=?=?= 气孔通过筛孔的气速0 1.04
15.16/0.6086
s o V u m s A =
== 提馏段每层板上的开孔面积'o A 为
''20.1010.3040.0307o A A m α?=?=?=
气孔通过筛孔的气速''
0'0.627
20.42/0.0307
s o V u m s A ===
（五）塔有效高度
精馏段m Z =?精（12-1）0.4=4.4； 提馏段有效高度m Z =?提（6-1）0.4=2.0；
在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一
人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板
间距等于或大于600m 。根据此塔人孔设3个。故：精馏塔有效高度 30.88.0 2.0 2.412.4Z Z Z m =++?=++=精提
七．筛板的流体力学验算
(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度p h 1、根据 p c l h h h h σ=++
干板压降相当的液柱高度c h
2、根据0/5/4 1.25d δ==，查干筛孔的流量系数图00.89c =
①精馏段由下式得c h =2
2
0015.16 3.780.0510.0510.03010.891394.3v l u m C ρρ????????
== ? ? ? ?????????
②提馏段由下式得
2
2
0015.16 5.140.0510.0510.04830.891574.8v c l u h m C ρρ????????'=== ? ? ? ?????????
3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h
1.04
0.20/1.3270.1062
s t f v u m s A A α=
==--
0.389F u α===
由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.57
则l h =0εL h =0ε()0.570.070.0399w ow h h m +=?=
②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度l h '
0.956
0.783/1.3270.1062
s t f v u m s A A α'=
==--
1.775a F u α'===
由图充气系数0ε与a F 的关联图查取板上液层充气系数0ε为0.58
则l h '=0εL h =0ε()0.580.070.0406w ow h h m +=?=
3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ
由 h σ=3
04426.06100.001521384.39.810.005
L m gd σρ-??==??
②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ'
由 h σ'=3
04422.0910
0.001441574.89.810.005
L m gd σρ-??==??
故①精馏段 p h =0.0301+0.0399+0.00152=0.07152m
单板压降 p L P h g ρ?==0.071521394.39.819710.971( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设计允许
值）
故②提馏段 0.00483+0.0406+0.00144
p h '= 单板压降 p L P h g ρ'?==0.09031574.89.819890.989( 1.0)pa kpa kpa ??==<（设计允许
值）
（二）①精馏段雾沫夹带量v e 的验算
由式v e = 3.2
6
5.710T
f u H h α
σ-??
? ? ?-??
= 3.2
635.7100.226.06100.4 2.50.07--??? ??-???
=41.510-?kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量v e 的验算
由式v e = 3.2
65.710T f u H h α
σ-??
? ? ?-??
= 3.2
635.7100.78322.09100.4 2.50.07--??? ??-???
=0.0239kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
（三）①精馏段漏液的验算
4.4o w V
u =
= 4.4x
=8.6 /m s
筛板的稳定性系数 015.161.76( 1.
5)8.9
ow
u k u ===> 故在设计负荷下不会产生过量漏液
②提馏段漏液的验算
4.4o w V
u =
4.41574.8/
5.14
=? =8.6 /m s
筛板的稳定性系数 015.161.92( 1.
5)7.89
ow
u k u ===> 故在设计负荷下不会产生过量漏液
（四）①精馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()d T w H H h ≤Φ+ 由d p L d H h h h =++计算 d H
2
2
03
0.00230.1530.1530.910.0251.56100.00156
S d w L h l h m -????
== ? ??????
?= d H =0.082+0.06+0.00098=0.143m
取Φ=0.5，则()T w H h Φ+=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛
②提馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()d T w H H h ≤Φ+ 由d p L d H h h h =++计算 d H
2
2
030.002770.1530.1530.910.03041.534100.00153S d w L h l h m
-????
== ? ??????
?=
=0.0903+0.07+0.00153
d H = 取Φ=0.5，则()=0.5(0.4+0.0554)=0.2272m T w H h Φ+? 故d H ()T w H h ≤Φ+，在设计负荷下不会发生液泛 八．塔板负荷性能图
①提馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
v e 3.2
65.710T
f u x H h ασ-??= ? ?-?? 式中0.8191.3270.1062
s s
s T f v v u v A A α===-- （a ）
f h =()2/3
336002.5 2.5 2.8410s
w ow w w L h h h E l -??????+=+? ???????
近似取E ≈1.0，w h =0.057m ，w l =0.91m
故f h =2/3
336002.50.057 2.84100.91S L x -????+?? ??????
?
=0.1425+1.7762/3S L （b ） 取雾沫夹带极限值v e 为0.1Kg 液/Kg 气，已知σ=20.06/mN m ，
T H =0.4m ，并将（a ），（b ）式代入 3.2
6
5.710v T
f u e H h α
σ-?
?
?= ? ?-??
得 3.2
632/30.8195.7101.026.06100.40.1425 1.776s S v L --?
??= ??--??
整理得 s v =2/32.13214.70S L - （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列于表４中
表 ４
（二）液泛线
令()d T w H H h ?=+ d p L d H h h h =++ p c L h h h h σ=++ L w o w h h h =+
联立得 ()T w p w ow d H h h h h h Φ+=+++ 近似的取E=1.0, 0.91w l =
32/3
32/3
36002.8410()36002.8410(
)0.91
s ow w
s l h l l --=?=?
整理得2/30.7104ow s h l = (c)
22000022
0.51()()0.51()()3.78
0.51(
)()
0.890.06861394.30.0371v s v c l l
s s u V h C C A V V ρρρρ===?=
取00.6ε=,近似的有
2/302/3
()0.6(0.0570.7104)0.30420.426c w ow s s h h h L L ε=+=?+=+
0.00152h σ=
故: 22/30.30710.30420.4260.00152p s s h V L =+++ (d) 由式2200.153(
)0.153()0.910.025
s s
d w L L h l h ==-? 2296.6s L = (e)
将0.4,0.057,0.5T H m hw ==Φ=,及(c),(d),(e)代入得
22/32/3
2
0.5(0.40.057)0.03570.03710.4260.0570.7104296.6s s s
s
V L L L +=+++++
整理得:
22/32
3.660.7104779
4.6s s S
V L L =-- 此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列于表５中 表 ５
（三）液相负荷上限线
以5s θ=作为液体在降液管中停留时间的下限5f T s
A H L θ==
则 .max 0.40.1062
0.0084965
5
f T s A H L ?=
=
=3/m s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四)漏液线（气相负荷下限线） 由,min o u =4.4o
C ,min o u =
,min s o
V A L h =w h -ow h ow h =23
2.841000h w L E l ??
???
200.686A m =
得
,min
4.40.686
s V =? 整理得
:,min s V =此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列于
表６
表 ６
(五)液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层告诉ow h =0.006m ，化为最小液体负荷标准, 取E ≈1.0。由
ow h =2/3
36002.840.0061000s w L E l ??= ?
??
即:0.006=2/3
,min 36002.840.00610000.91s L ??
= ?
??
则43,min 7.7610s L m s -=?
3310/S L m s
-?图3 精馏段负荷性能图
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=,max ,min
1.243
2.3720.524
s s V V =
= ②提馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
v e 3.2
6
5.710T f u x H h ασ-??= ? ?-??
式中0.8121.3270.1062
s s
s T f v v u v A A α===-- （a ）
f h =()2/3
336002.5 2.5 2.8410s
w ow w w L h h h E l -??????+=+? ???????
近似取E ≈1.0，w h =0.057m ，w l =0.91m
故f h =2/3
336002.50.0544 2.84100.91S
L -????+??? ???????
=0.136+1.7762/3S L （b ） 取雾沫夹带极限值v e 为0.1Kg 液/Kg 气，已知σ=22.09/mN m ，
T H =0.4m ，并将（a ），（b ）式代入 3.2
65.710v T
f u e H h α
σ-??
?= ? ?-??
得 3.2
632/30.8125.7101.022.09100.40.136 1.776s S v L --?
??= ??--??
整理得 s v =2/34.30328.94S L - （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs 值。列于表８中。 表 ８
Ls. 3/m s -30.610?
-31.510? -33.010? -34.510?
Vs. 3/m s
4.097 3.924 3.701 3.514
（二）液泛线
令()d T w H H h ?=+ d p L d H h h h =++ p c L h h h h σ=++ L w o w h h h =+
联立得 ()T w p w ow d H h h h h h Φ+=+++ 近似的取E=1.0, 0.91w l =
32/3
32/3
36002.8410()36002.8410(
)0.91
s ow w
s l h l l --=?=?
整理得2/30.7104ow s h l = (c)
22000022
0.51()()0.51()()5.14
0.51(
)()
0.890.06861574.80.0501v s v c l l
s s u V h C C A V V ρρρρ===?=
取00.6ε=,近似的有
2/302/3
()0.6(0.05540.7104)0.03320.426l w ow s s h h h L L ε=+=?+=+
0.00141h σ=
丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
化工原理课程设计——换热器的设计
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
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 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) 青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期: 目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料 一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一： 图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下： 第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液 化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明 6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。 3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言 2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷 课程编号 化工原理课程设计 板式精馏塔设计 院系: 班级 姓名: 学号: 学分: 任课老师: 课程成绩: 2013年8月11日目录 一、设计任务书 (3) 二、概述 (5) 三、设计条件及要紧物性参数 (11) 四、工艺设计计算 (13) 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (19) 六、塔板设计工艺设计 (21) 七、塔板的校核 (22) 八、塔板负荷性能 曲 (28) 九、辅助设备选型 (35) 十、设计结果汇总表 (42) 十一、对设计过程的评述和相关问题的讨论 (43) 十二、要紧符号讲明 (44) 一、设计任务书 1、设计题目 分离醋酸——水混合物常压精馏（筛板）塔的工艺 2、设计条件 1)生产能力：年产量D=3万吨(每年生产日按330天计算)； 2)原料：含醋酸30%（摩尔分数）的粗馏冷凝液，以醋酸——水二元体系； 3)采纳直接蒸汽加热； 4)采纳泡点进料； 5)塔顶馏出液中醋酸含量大于等于99.9%； 6)塔釜残出液中醋酸含量小于等于2%； 7)其他参数（除给出外）可自选； 8)醋酸——水的相对挥发度为α=1.65，醋酸密度为1.049，水的密度为0.998，混合液的表面张力=20mN/m； 3、设计讲明书的内容 1)目录； 2)设计题目及原始数据(任务书)； 3)简述醋酸—水精馏过程的生产方法以及特点； 4)论述精馏塔总体结构的选择和材料的选择； 5)精馏过程的有关计算（物料衡算，理论塔板数，回流比，塔高，塔径，塔板设计管径等）； 6)设计结果概要（要紧设备尺寸，衡算结果等）； 7)主体设备设计计算及讲明； 8)附属设备的选择； 9)参考文献； 10)后记及其他 4、设计图要求 1)绘制要紧装置图，设备技术要求，要紧参数，大小尺寸，部件明细表，标题栏； 2)绘制设备流程图一张； 3)用坐标纸绘制醋酸——水溶液y—x图一张，同时用图解法求理论塔板数； 4)用坐标纸绘制温度与气液相含量的关系图； 《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师 目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26) 苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸； 精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32) § 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应 板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址 一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11 化工原理课程设计–––––板式精馏塔的设计 摘要 (4) Abstract…………………………………………………………………………………………….引言 第一章设计条件与任务 (8) 第二章设计方案的确定 (10) 第三章精馏塔的工艺计算 (12) 3.1 实际回流比 (12) 3.2 全塔物料衡算 (12) 3.3 塔板数的计算 (12) 3.3.1 理论塔板数 (12) 3.3.2 实际塔板数 (13) 3.4 精馏塔物性参数的计算 (12) 3.4.1 操作压力计算 (12) 3.4.2 操作温度计算 (13) 3.4.3 平均摩尔质量计算 (12) 3.4.4 平均密度计算 (13) 3.4.5 液体表面张力计算 (12) 3.4.6 液体表面黏度计算 (13) 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (12) 3.5.1塔径计算 (12) 3.5.2 精馏塔有效高度的计算 (13) 第四章塔板工艺尺寸的计算 (14) 4.1精馏段塔板工艺尺寸的设计 (15) 4.1.1溢流装置的设计 (15) 4.1.2塔板设计 (15) 4.2提馏段塔板工艺尺寸的设计 (15) 4.2.1溢流装置的设计 (15) 4.2.2塔板设计 (15) 4.3塔板的流体力学性能验算 (15) 4.3.1精馏段塔板的流体力学性能验算 (15) 4.3.2提馏段塔板的流体力学性能验算 (15) 4.4塔板的负荷性能图 (15) 4.4.1精馏段塔板的负荷性能图 (15) 4.4.2提馏段塔板的负荷性能图 (15) 第五章设计结果汇总 (17) 5.1 设计小结与体会 (17) 5.2 参考文献 (18) 第六节精馏装置的附属设备 (20) 6.1 回流冷凝器 (20) 6.2 管壳式换热器的设计与选型 (21) 6.2.1流体流动阻力（压强降）的计算 (21) 6.2.2管壳式换热器的选型和设计计算步骤 (22) 6.3 再沸器 (23) 6.4接管直径 (24) 6.4加热蒸气鼓泡管 (25) 6.5离心泵的选择 (25) 附录 工艺流程图 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分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。 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（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。 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。 在设计过程中应考虑到设计的业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。 本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件 化工原理课程设计任务书示例一 1 设计题目分离苯―甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2 设计参数 （1）设计规模：苯――甲苯混合液处理量________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：苯含量为40％（质量百分率，下同） （4）进料状况：热状况参数q为_________ （5）分离要求：塔顶苯含量不低于_____%，塔底苯含量不大于_____％ （6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的某地 3 设计要求和工作量 （1）完成设计说明书一份 （2）完成主体精馏塔工艺条件图一张（A1） （3）完成带控制点的工艺流程简图（A2） 4 设计说明书主要内容（参考） 中文摘要，关键词 第一章综述 1．精馏原理及其在工业生产中的应用 2．精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹性、结构、造价和工艺特性等） 3．常用板式塔类型及本设计的选型 4．本设计所选塔的特性 第二章工艺条件的确定和说明 1．确定操作压力 2．确定进料状态 3．确定加热剂和加热方式 4．确定冷却剂及其进出、口温度 第三章流程的确定和说明（附以流程简图） 1．流程的说明 2．设置各设备的原因（精馏设备、物料的储存和输送、必要的检测手段、操作中的调节和重要参数的控制、热能利用） 第四章精馏塔的设计计算 1．物料衡算 2．回流比的确定 3．板块数的确定 4．汽液负荷计算（将结果进行列表） 5．精馏塔工艺尺寸计算（塔高塔径溢流装置塔板布置及浮阀数目与排列） 6．塔板流动性能校核（液沫夹带量校核、塔板阻力校核、降液管液泛校核、液体在降液管中停留时间校核以及严重漏液校核） 7．塔板负荷性能图 8．主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、塔底蒸汽管、人孔等） 9．塔顶冷凝器/冷却器的热负荷 《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。 设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h 化工原理课程设计 ──板式塔的工艺设计 学院 专业班级 姓名 学号 指导老师 成绩 学年第二学期 目录 1.任务书 ····························································· - 3 - 2.任务要求 ····································错误！未定义书签。 3.设计过程 ·························································· - 3 - 3.1塔板工艺尺寸计算········································ - 4 - 3.2塔板流体力学验算········································ - 8 - 3.3塔板负荷性能图··········································- 10 - 3.4数据汇总···················································- 14 - 3.5心得体会与总结··········································- 15 - 1.任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 2.任务要求： 1．进行塔的工艺计算和验算 2．绘制负荷性能图 3．绘制塔板的结构图 4．将结果列成汇总表 5．分析并讨论 3.设计过程 3.1塔板工艺尺寸计算 （1）塔径：欲求塔径，先求出空塔气速u,而 u =安全系数?m ax u ； 最大允许速度m ax u 计算公式为：m ax u =V V L C ρρρ- 式中C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为： h h V L 5.0??? ? ??V L ρρ=0.09681.018191.8820.00640.5 =???? ??; 取板间距;45.0m H T =取板上液层高度m h L 06.0=； 那么，图中的参数值为：m h H L T 39.006.045.0=-=-； 根据以上的数值，查史密斯关联图可得0.078m/s C 20=; 因为物系的表面张力为m mN /38因此需要按照下式进行校正： 2 .02020??? ??=σC C 所以校正后得到C 为： 0.0887m/s 20380.0780.2 =? ?? ? ???=? ?? ? ??=2 .02020σC C ； 取安全系数为0.6，则空塔气速为： m ax u = 2.524m/s 1.01 1.01 8190.0887=-?=-V V L C ρρρ； 1.51m/s 2.5240.6u 0.6u max =?=?=； 塔径D 为： 1.26m 1.51 3.141.881 4πu 4V D S =??== ； 按照标准塔径圆整为m D 4.1=；则 塔截面积为： 目录 板式精馏塔设计任务书 (3) 设计题目： (3) 二、设计任务及操作条件 (3) 三、设计内容： (3) 一．概述 (5) 1.1 精馏塔简介 (5) 1.2 苯-甲苯混合物简介 (5) 1.3 设计依据 (5) 1.4 技术来源 (6) 1.5 设计任务和要求 (6) 二．设计方案选择 (6) 2.1 塔形的选择 (6) 2.2 操作条件的选择 (6) 2．2.1 操作压力 (6) 2.2.2 进料状态 (6) 2.2.3 加热方式的选择 (7) 三．计算过程 (7) 3.1 相关工艺的计算 (7) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7) 3.1.2 物料衡算 (8) 3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9) 3.1.5逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.6 全塔效率的估算 (11) 3.1.7 实际板数的求取 (13) 3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13) 3.2.1 精馏塔的物性计算 (13) 3.2.2 塔径的计算 (15) 3.2.3 精馏塔高度的计算 (17) 3.3 塔板结构尺寸的计算 (18) 3.3.1 溢流装置计算 (18) 3.3.2塔板布置 (19) 3.4 筛板的流体力学验算 (21) 3.4.1 塔板压降 (21) 3.4.2液面落差 (22) 3.4.3液沫夹带 (22) 3.4.4漏液 (22) 3.4.5 液泛 (23) 3.5 塔板负荷性能图 (23) 3.5.1漏夜线 (23) 3.5.2 液泛夹带线 (24) 3.5.3 液相负荷下限线 (25) 3.5.4 液相负荷上限线 (25) 3.5.5 液泛线 (26) 3.6 各接管尺寸的确定 (29) 3.6.1 进料管 (29) 3.6.2 釜残液出料管 (29) 3.6.3 回流液管 (30) 3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30) 四．符号说明 (30) 五．总结和设计评述 (31) 化工原理课程设计 设计题目： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 完成日期：年月日 化工系 设计内容及要求 一、设计内容 1．设计方案的选定 对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述； 2．主要设备的工艺设计计算 选定工艺参数，物料衡算，热量衡算，单元操作的工艺计算并绘制相应的工艺流程图，标出物流量及主要测量点； 3．设备设计 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，并绘制设备的工艺条件图。图面应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性和接管表； 4．辅助设备选型 典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备规格、型号的选定； 二、设计说明书编写 （1）封面课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 （2）设计任务书 （3）目录 （4）设计方案简介 （5）设计条件及主要物性参数表 （6）工艺计算及主体设备设计 （7）辅助设备的计算及选型 （8）设计结果汇总表 （9）设计评述,设计者对本设计的评述及通过设计的收获体会 （10）附图（带控制点的工艺流程简图、主题设备设计条件图） （11）参考文献 （12）主要符号说明 图纸要求：工艺流程图采用4号图纸，设备装置图采用3号图纸，要求布局美观，图面整洁，图表清楚，尺寸标识准确，各部分线形精细符合国家化工制图标准。 报告内容必须齐全，打印或手写。打印用A4纸，字号为宋体、小四，标题加黑。 三、参考资料 1．化工原理课程设计（天大教材） 2．《化学工程手册1-3》化学工业出版社 3．《化工设备设计基础》化学工业出版社 4．《化工设备机械基础》化学工业出版社 5．化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技术出版1988 6．石油化学工业规划设计院.塔的工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1997 符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜板式精馏塔的设计
化工原理课程设计最终版
设备选型-精馏塔设计说明书
化工原理课程设计
化工原理课程设计板式精馏塔设计
化工原理课程设计
精馏塔设计
化工原理课程设计(浮阀塔)
化工原理课程设计-板式精馏塔的设计
化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计
最新17-18化工原理课程设计任务题目40+40+40-doc
板式精馏塔课程设计
甲醇精馏塔设计说明书
化工原理课程设计
苯-甲苯板式精馏塔的课程设计
化工原理课程设计——板式精馏塔设计.
乙醇-水精馏塔设计说明