化工原理 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。

塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。

最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

目录

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 (3)

设计内容及要求 (3)

一、设计方案的确定 (4)

二、精馏塔的物料衡算 (4)

三、塔板数的确定 (5)

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)

六、塔板主要工艺尺寸的计算 (11)

七、筛板的流体力学验算 (13)

八、塔板负荷性能图 (15)

总结 (21)

参考文献 (22)

（一）题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求每日产纯度98.8%的苯90吨，塔顶馏出液中含苯不得高于0.2%，原料液中含苯32%（以上均为质量分数）。

（二）操作条件

（1）塔顶压强 5kPa（表压）；

（2）进料热状况泡点；

（3）回流比 R=1.4R min；

（4）单板压降≤0.7 kPa；

（5）加热蒸汽低压蒸汽；

（6）全塔效率 E T=52%；

（7）建厂地址南京地区。

一、设计方案的确定

本任务是分离苯—氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，本设计采用板式塔连续精馏。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进精馏塔内。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，其余部分冷却后送至储物罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍，且在常压下操作。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储物罐。

二、精馏塔物料衡算（以轻组分计算）

1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率

苯的摩尔质量kmol /kg 11.78=A M 氯苯的摩尔质量kmol /kg 56.112=B M

003.056

.112/998.011.78/002.011

.78/002.0986.056

.112/02.011.78/98.011

.78/98.0404

.056

.112/68.011.78/32.011

.78/32.0=+==+==+=W

D F x x x 2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量

kmol /kg 46.11256.112)003.01(11.78003.0kmol /kg 59.7856.112)986.01(11.78986.0kmol /kg 64.9856.112)404.01(11.78404.0=?-+?==?-+?==?-+?=W D F M M M 3．物料衡算

原料处理量h /38.02kmol 64

.98241000

90=??=

F

总物料衡算38.02=+W D

苯物料衡算W 003.0986.002.38404.0?+=?D 联立解得

h /22.51kmol h /kmol 51.15==W D

1．理论板数N T 的求取

（1）由手册查得苯—氯苯物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，见图。

（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 （0.404,0.404）作垂线

0.2

0.4

b

0.6

0.8

1.0

0.2

0.40.60.8 1.0

x

W

x

F

a

f

e

d

即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为

y q=0.754

故最小回流比为

66.0404

.0754.0754

.0986.0min =--=

R

取操作回流比为

1.3266.022min =?==R R

（3）求精馏塔的气、液相负荷

h /35.98kmol h /58.49kmol 02.3820.47h /35.98kmol 15.51)11.32()1(h

/20.47kmol 15.511.32=='=+=+='=?+=+==?==V V F L L D R V RD L

（4）求操作线方程

精馏段操作线方程

425.0569.0986.035.98

15.51

35.9847.20+=?+=+=

x x x V D x V L y D 提馏段操作线方程

002.0626.1003.035.98

22.51

35.9849.58-'=?-'='-'''=

'x x x V W x V L y W （5）图解法求理论板层数

如附图1，将x=0.404带入精馏段操作线方程，得出y=0.655，在图中找出该点记为d ，连接ad 两点即得精馏段操作线；在对角线上找到c 点（0.003，0.003），连接cd 两点即得提馏段操作线。自a 点开始在操作线和平衡线之间作阶梯线。求解结果为：

总理论板层数)(11包括再沸器=T N 进料板位置5=F N 2．实际板层数的求解（试差法）

E T =0.52

精馏段实际板层数87.6952.0/4精≈==N

提馏段实际板层数1413.4652.0/7提≈==N （不包括再沸器）

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

1．操作压力的计算

塔顶操作压力kPa 33.10653.101=+=D P 每层塔板压降kPa 7.0=?P

进料板压力 1.93kPa 1187.033.106=?+=F P 精馏段平均压力108.63kPa 2/)93.11105.331(=+=m P 2．操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、氯苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

苯、氯苯Antoine 常数数据表

塔顶温度

C 2.83o

=D t 进料板温度C 4.49o

=F t

精馏段平均温度C 8.882/)4.492.83(o =+=m t 3．平均摩尔质量的计算

塔顶：由986.01==D x y ，查平衡曲线得932.01=x

kmol

/kg 45.8056.112)932.01(11.78932.0kmol /kg 58.7856.112)986.01(11.78986.0=?-+?==?-+?=LDm VDm M M

662.0=F y ，查平衡曲线得305.0=F x

kmol

/kg 05.10256.112)305.01(11.78305.0kmol /89.75kg 56.112)662.01(11.78662.0=?-+?==?-+?=LFm VFm M M

精馏段平均摩尔质量

kmol

/kg 25.912/)05.10245.80(kmol /kg 17.842/)75.8958.78(=+==+=Lm Vm M M

4．平均密度的计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，得 精馏段3m /kg 04.3)

15.2738.88(314.817

.8463.108=+??==

m Vm m Vm RT M p ρ （2）液相平均密度计算

∑

=i

i

Lm

w ρρ1

塔顶C 2.83o =D t 时，

3

33m /kg 73.81656

.1034/02.024.813/98.01

m /kg 56.10342.83111.11127m /kg 24.8132.83187.1912=+=

=?-==?-=LDm B A ρρρ

进料板C 4.94o =F t 时，

33

3m /kg 28.8947

.1025/468.07.803/532.01

532.056

.112379.011.78621.011.78621.0m /kg 12.10224.94111.11127m /kg 95.79994.4187.1912=+==?+??=

=?-==?-=LFm

A B A w ρρρ 精馏段液相平均密度为

3m /kg 51.8552/)28.89473.816(=+=Lm ρ

5．液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即

=i i Lm x σσ

塔顶C 2.83o =D t 时，查得m /mN 82.20=A σm /mN 84.25=B σ

m /mN 89.2084.25014.082.20986.0=?+?=LDm σ

进料板C 4.94o =F t 时，查得m /mN 35.19=A σm /mN 57.24=B σ

m /mN 98.2257.24695.035.19305.0=?+?=LFm σ

精馏段液相平均表面张力为

m /mN 94.212/)98.2289.20(=+=m σ

6.液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

∑=

i

i Lm x μμlg lg

塔顶C 2.83o =D t 时，

s mPa 299.0?=A μs mPa 303.0?=B μ

303.014lg 0.0299.0lg 986.0lg +=LDm μ

s mPa 299.0?=LDm μ

进料板C 4.94o =F t 时，

s mPa 268.0?=A μs mPa 275.0?=B μ

.2750lg 695.0.2680lg 305.0lg +=LFm μ

s mPa 273.0?=LFm μ

精馏段液相平均表面张力为

s mPa 286.02/)273.0299.0(?=+=Lm μ

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1．塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

s

/m 0006.051

.855360025

.9147.203600s

/m 277.004.3360017

.8498.35360033=??==

=??==Lm Lm S Vm Vm S LM L VM V ρρ

由V

V

L C

u ρρρ-=max 式中C 由公式2

.02020??

?

??=L C C σ计算，其中20C 可由史密斯关联图查出，图的横坐标为

0363.004.351.8553600277.036000006.02

12

1=???

?

?????=

???

? ??V L h

h V L ρρ

取板间距m 40.0=T H ，板上液层高度m 06.0=L h ，则

m 34.006.040.0=-=-L T h H

由史密斯关系图得073.020=C

s

/m 246.104

.304

.351.8550744.00744

.02094.21073.020max 2

.02

.020=-?

==?

??

?

???=?

??

?

??=u C C L σ

取安全系数为0.7，则空塔气速为

s /m 872.0246.17.07.0max =?==u u

m

636.0872

.014.3277

.044=??=

=

u

V D S

π

按标准塔径圆整后为 D=0.7m 塔截面积为

222m 385.07.04

14

.3D 4=?=

=

π

T A 实际空塔气速为

s /m 719.0385

.0277

.0==

u

2．精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

8.24.0)18()1(精精=?-=-=T H N Z

提馏段有效高度为

m 2.54.0)114()1(提提=?-=-=T H N Z

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

m 8.88.02.58.28.0提精=++=++=Z Z Z

六、塔板主要工艺尺寸的计算

1． 溢流装置的计算

因塔径D=0.7m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1） 堰长

m 462.07.066.066.0=?==D l W

（2） 堰高

由OW L W h h h -=

选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式求得（近似取E=1）

m l L E h W h OW 00794.0462.036000006.011000

84

.2100084.23

2

3

2=???

? ?????=

???

?

??=

区板上清液层高度m h L 06.0=

故m 0521.000794.006.0=-=-=OW L W h h h （3）弓形降液管的宽度d W 和截面积f A 当

66.0=D

l W

时，查表得 2m 0278.0385.00722.0，0722.0m 0868.07.0124.0，124.0=?===?==f T

f

d d

A A A W D

W

依照公式验算液体在降液管中停留时间，即

s 5s 53.180006

.0360040

.00278.036003600>=???=

=

h

T

f L H A θ

故降液管设计合理。 （5）降液管底隙高度0h

03600u l L h W h

'=

取 s /m 07.00

='u 则m 019.007.0462.036000006

.03600360000=???='=

u l L h W h

m

m h h W 006.00331.0019.00521.00>=-=-

故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度mm 60'=w h 。 2．塔板布置 （1）塔板的分块

因800mm D <，故塔板采用整块式 （2） 边缘区宽度确定

取0.035W m,065.0W W c 's s ===。 （3） 开孔面积计算 开孔区面积

???

? ??+-=-r x r x r x A a

1222sin 1802π 21222232.0315.01982.0sin

180315.01982.0315.01982.02m =???? ???+-?=-π 其中，

m W D

r C 315.0035.02

7

.02

=-=

-=

，

()()1982.0065.00868.027

.02

=+-=

+-=

s d W W D

x

4） 筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm 5=o d 。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为

mm d t o 15533=?==

筛孔数目n 为

个1191015

.0232

.0155.1155.12

2

=?=

=

t A n 开孔率为

%1.10015.0005.0907.0907.02

2

0=????

??=?

??

? ??=t d φ 气体通过阀孔的气速为

m/s 82.11232

.0101.0277

.00=?==

A V u s o 七、筛板的流体力学验算

1．塔板压降

（1） 干板阻力c h 计算 干板阻力c h 由公式计算，即

???

? ?????

? ??=L V o

o

c c

u h ρρ2

051.0 由67.13/5/==δo d ，查图得772.0=

o

c

故m h c 0425.051.85504.3772.082.11051.02

=???

?

???

??

?

??= (2)气体通过液层的阻力l h 由下式计算

L l h h β=

m/s 775.00278

.0385.0277

.0=-=

-=

A A V u f

T s a

)m /(s kg 35.104.3775.01/21/20?===ρv a

u F

图得β=0.62

液柱m 0366.0)0078.00522.0(62.0)(=+=+==h h h h ow w L l ββ

（3）液体表面张力的阻力h δ计算

液体表面张力所产生的阻力由下式计算

m 0021.0005

.081.951.85531094.21440

=??-??==

d g h L L

ρσδ液柱 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即

m 0812.00021.00366.00425.0=++=++=σh h h h l c p 液柱

气体通过每层塔板的压降为

0.7kPa Pa 5.68181.951.8550812.0<=??==?g h p L p p ρ（设计允许值） 2.液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3．液沫夹带

液沫夹带量v e 由下式计算，即

2

.36

10

7.5?

??? ??-?=

-f T

a L

v h H u e σ

气/液1.0气/液0097.015.040.0775.01094.21107.52

.33

6

kg kg kg kg <=???

? ??-??=

--

其中m h h L f 15.006.05.25.2=?== 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 4．漏液

对筛板塔，漏液点的气速min ,0u 可由下式计算

()()m/s

057.604.3/51.8550021.006.013.00056.0772.04.4/13.00056.04.4min ,0=-?+?=

-+=V

L L o

h h C u ρρσ

min 0,0u m/s 82.11>=u

稳定性系数为

5.195.1057

.682

.11min

,00>==

=

u u K

故在本设计中无明显漏液。 5.液泛

为防止降液管发生液泛，降液管内液层高d H 应服从以下关系，即

()w T d h H H +≤?

苯—氯苯物系属于一般物系，取5.0=?，则

()()m 226.00521.040.05.0=+=+w T h H ?

而d L p d h h h H ++=

板上不设进口堰，d H 可由下式计算，即则

()

()m 001.008.0153.0153.02

2

'

===u h d 液柱

m 142.0001.006.00812.0=++=d H 液柱

()w T d h H H +≤?

故在本设计中不会发生液泛现象。

八、塔板负荷性能图

1.漏液线 由 ()V L L h h C u ρρσ/13.00056

.04.40

min ,0-+=

min

,min ,0A V u s =

ow w L h h h +=

3

/2100084.2???

? ??=W h ow

l L E h

ρρσV L w h w s h l L h A C V

E /100084.213.00056.04.4320

0min

,???

?

???

?????-???

???

???????? ??++= 04.3/51.8550021.0462.036001100084.20521.013.00056.0232.0101.0772.04.43

2

??

?????

???-?

?

?

??

?

????

???

?

????++?

???=L s 整理得 3

/2min ,145.00103.0335.1s s L V +=

在操作范围内，任取几个s L 值，依式上式计算出s V 值，列于下表。

/s m ,3s L 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 /s m ,3s V

0.142

0.147

0.154

0.159

由上表数据即可作出漏液线1。

2.液沫夹带线

以kg kg e v /液1.0=气为限，求L V s s _关系如下 由 2

.36

10

7.5??

?

???-?=

-f T a L

v h H u e σ

s

s

f

T s a V V A A V u 80.20278

.0385.0=-=

-=

()

3

/23

/2116.1462.0360011000

84.20521.05.25.2S

S OW

W OW W L f L L h h h h h h =???

? ?

???==+==

故 3

/279.2130.0S

f L h +=

1

.079.227.080.21094.21107.579.227.02

.33/23

6

3

/2=??

????-??=

-=---S S V

S

f T L V e L h H

整理得 3

/2403.6620.0S

S L V -= 在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，列于下表。

/s m 3,s L 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 /s m 3,s V

0.5745

0.5361

0.4868

0.4455

由上表数据即可作出液沫夹带线2。

3.液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度006.0=ow h m 作为最小液体负荷标准。

006

.03600100084.23

/2min

,=???

?

??=w s ow l L E h

取E=1，则

/s m 00056.03600

66

.084.21000006.032

/3min

,=???

?

???=s L 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

4.液相负荷上限线

以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，得

4==

L

H A s

T

f θ

故

/s m 00278.04

0278

.04.04

3max ,=?=

=

f

T s A H L

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

液泛线

令(

)W T d h H H +=?

由d L p d h h h H ++=

；σh h h h l C p ++=；L l h h β=；OW W L h h h +=

联立得()()σ

ββ

??h h h h h H d c OW W T ++++=--+

11

忽略σh ，将s c s d s OW V h L h L h 与,与,与的关系式带入上式，并整理得

()()554.051.85504.3772.0232.0101.0051.0A 0.051′2200=???

?

????=?

??

?

??=

L V

c a ρρ()()142

.00521.0162.05.040.05.01H ′T =?--+?=--+=W h b β??()()

62

.2402019.042.0153

.0153.0′2

2

0=?=

=h l c W ()()927

.142.0360062.0111084.2360011084.2′3

2323=?

??

?

??+???=?

??

?

??+?=--W l E d β

故3

22

2

927.162.2402142.0554.0S S S L L V --= 或3

22

2

478.386.4336256.0S S S L L V --=

在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，列于下表

/s m 3,s L 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 /s m 3,s V

0.479

0.448

0.380

0.271

由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示。

在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得

s m V S /555.03max ,= s m V S /141.03min ,=

故操作弹性为

936.3141.0555

.0min

,max ,==S S V V

2

3

4

5

1

(1)

(2)

6

(3)

(4)

(5)A

0.5

min 0

Vs

Ls

max

序号项目数值

1 平均温度tm，℃88.8

2 平均压力Pm，kPa 108.63

3 气相流量Vs，（m3/s）0.277

4 液相流量Ls，（m3/s）0.0006

5 实际塔板数22

6 有效段高度Z，m 8.8

7 塔径，m 0.7

8 板间距，m 0.40

9 溢流形式单溢流

10 降液管形式弓形

11 堰长，m 0.462

12 堰高，m 0.0521

13 板上液层高度，m 0.06

14 堰上液层高度，m 0.00794

15 降液管底隙高度，m 0.019

16 安定区宽度，m 0.065

17 边缘区宽度，m 0.035

18 开孔区面积，m20.232

19 筛孔直径，m 0.005

20 孔中心距，m 0.015

21 筛孔数目1191

22 开孔率， % 10.1

23 空塔气速，m/s 0.719

24 筛孔气速，m/s 11.82

25 稳定系数 1.95

26 每层塔板压降，Pa 681.5

27 负荷上限液沫夹带控制

28 负荷下限漏液控制

29 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.1

30 气相负荷上限，m3/s 0.555

31 气相负荷下限，m3/s 0.141

32 操作弹性 3.936

化工原理课程设计---苯冷却器的设计

XXXX大学 化工原理课程设计 题目______________________________________________ 姓名：____________________________________________ 专业：____________________________________________ 指导老师：________________________________________ 日期:

目录 一、......................................... 设计任务书 1设计题目 ............................... 2、...................................... 工艺要求及操作条件 3、...................................... 设计要求 二、......................................... 设计说明书 1确定设计方案 ........................... 2、...................................... 确定物性数据 3、...................................... 计算总传热系数 4、...................................... 计算出热面积 5、...................................... 工艺结构尺寸的计算 6、...................................... 换热器核算 三、......................................... 设计课汇集 四、......................................... 评价 五、......................................... 参考文献

化工原理实验报告

化工原理实验报告 Prepared on 22 November 2020

实验一 伯努利实验 一、实验目的 1、熟悉流体流动中各种能量和压头的概念及相互转化关系，加深对柏努利方程式的理解。 2、观察各项能量（或压头）随流速的变化规律。 二、实验原理 1、不可压缩流体在管内作稳定流动时，由于管路条件（如位置高低、管径大小等）的变化，会引起流动过程中三种机械能——位能、动能、静压能的相应改变及相互转换。对理想流体，在系统内任一截面处，虽然三种能量不一定相等，但能量之和是守恒的（机械能守恒定律）。 2、对于实际流体，由于存在内磨擦，流体在流动中总有一部分机械能随磨擦和碰撞转化为热能而损失。故而对于实际流体，任意两截面上机械能总和并不相等，两者的差值即为机械损失。 3、以上几种机械能均可用U 型压差计中的液位差来表示，分别称为位压头、动压头、静压头。当测压直管中的小孔（即测压孔）与水流方向垂直时，测压管内液柱高度（位压头）则为静压头与动压头之和。任意两截面间位压头、静压头、动压头总和的差值，则为损失压头。 4、柏努利方程式 式中： 1Z 、2Z ——各截面间距基准面的距离 （m ） 1u 、2u ——各截面中心点处的平均速度（可通过流量与其截面积求得） (m/s)

1P 、2p ——各截面中心点处的静压力（可由U 型压差计的液位差可 知） （Pa ） 对于没有能量损失且无外加功的理想流体，上式可简化为 ρ ρ2 222121122p u gz p u gz + +=++ 测出通过管路的流量,即可计算出截面平均流速ν及动压g 22 ν，从而可得到各截面测管水头和总水头。 三、实验流程图 泵额定流量为10L/min,扬程为8m,输入功率为80W. 实验管：内径15mm 。 四、实验操作步骤与注意事项 1、熟悉实验设备，分清各测压管与各测压点，毕托管测点的对应关系。 2、打开开关供水，使水箱充水，待水箱溢流后，检查泄水阀关闭时所有测压管水面是否齐平，若不平则进行排气调平(开关几次）。 3、打开阀5，观察测压管水头和总水头的变化趋势及位置水头、压强水头之间的相互关系，观察当流量增加或减少时测压管水头的变化情况。 4、将流量控制阀开到一定大小，观察并记录各测压点平行与垂直流体流动方向的液位差△h 1…△h 4。要注意其变化情况。继续开大流量调节阀，测压孔正对水流方向，观察并记录各测压管中液位差△h 1…△h 4。 5、实验完毕停泵，将原始数据整理。 实验二 离心泵性能曲线测定 一、实验目的 1. 了解离心泵的构造和操作方法 2. 学习和掌握离心泵特性曲线的测定方法

化工原理课程设计

《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；

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。 |

'

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)

化工原理课程设计说明书(换热器的设计)

中南大学 化工原理课程设计 2010年01月22日 <

目录 一、设计题目及原始数据（任务书） (3) 二、设计要求 (3) 三、列环式换热器形式及特点的简述 (3) 四、论述列管式换热器形式的选择及流体流动空间的选择 (8) 五、换热过程中的有关计算（热负荷、壳层数、总传热系数、传热 面积、压强降等等） (10) ①@ 14 ②物性数据的确定……………………………………………… ③总传热系数的计算 (14) ④传热面积的计算 (16) ⑤工艺结构尺寸的计算 (16) ⑥换热器的核算 (18) 六、设计结果概要表（主要设备尺寸、衡算结果等等） (22) 七、主体设备计算及其说明 (22) 八、主体设备装置图的绘制 (33) 九、? 33十、课程设计的收获及感想………………………………………… 十一、附表及设计过程中主要符号说明 (37) 十二、参考文献 (40)

一、设计题目及原始数据（任务书） 1、生产能力：17×104吨/年煤油 # 2、设备形式：列管式换热器 3、设计条件： 煤油：入口温度140o C，出口温度40 o C 冷却介质：自来水，入口温度30o C，出口温度40 o C 允许压强降：不大于105Pa 每年按330天计，每天24小时连续运行 二、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、横算结果等） 4、编写设计任务书 5、进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图。一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。） 三、列环式换热器形式及特点的简述 换热器概述

华东理工化工原理课程设计

华东理工化工原理课程设 计 Newly compiled on November 23, 2020

华东理工大学2010级化工原理课程设计 一．前言 1.换热器的相关说明 换热器（heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。是进行热交换操作的通用工艺设备。被广泛应用于化工、石油、动力、食品及其它许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。在化工生产中换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用更加广泛。 换热器种类很多，根据使用目的可分为冷却器、加热器、冷凝器和汽化器；根据结构材料可分为金属材料换热器和非金属材料换热器；尤其是根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合式和蓄热式。在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。据统计,这类换热器占总用量的99 %。间壁式换热器又可分为管壳式和板壳式换热器两类,其中管壳式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性,在长期的操作过程中积累了丰富的经验,其设计资料比较齐全,在许多国家都有了系列化标准。 近年来尽管管壳式换热器也受到了新型换热器的挑战,但由于管壳式热交换器具有结构简单、牢固、操作弹性大、应用材料广等优点,管壳式换热器目前仍是化工、石油和石化行业中使用的主要类型换热器,尤其在高温、高压和大型换热设备中仍占有绝对优势。如何确定最佳的换热器,是换热器优化的问题。 2．泵的评价与选用

泵的性能参数主要有流量和扬程，此外还有轴功率、转速和必需汽蚀余量。流量是指单位时间内通过泵出口输出的液体量，一般采用体积流量；扬程是单位重量输送液体从泵入口至出口的能量增量，对于容积式泵，能量增量主要体现在压力能增加上，所以通常以压力增量代替扬程来表示。 3.设计任务书的作用 本设计书对指定有机物进行冷却，如何选择合适的换热器，如何合理安排操作管路以及如何选择合适的离心泵作出详细的计算说明。 二．设计任务 一．工艺要求 要求将温度为78℃的某液态有机物冷却至60℃，此有机物的流量为s。现拟用温度为t1=20℃的冷水进行冷却。要求换热器管壳两侧的压降皆不应超过。已知有机物在69℃时的物性数据如下： 二．流程： 管路布置如图（右方参考图）， 已知泵进口段管长L进=5米，泵出 口段管长L出=15米，（均不考虑 局部阻力损失） 三．要求 1.选用一个合适的换热器

化工原理课程设计-苯加热器设计

太原工业学院 化工原理课程设计 苯加热器设计 系： 班级： 姓名： 学号： 完成时间：年月日

课程设计任务书 设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。纯苯的流量为1.4×104 kg/h。加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。 设计要求 （1）换热器工艺设计计算 （2）换热器工艺流程图 （3）换热器设备结构图 （4）设计说明

目录 一、方案简介 (4) 二、方案设计 (5) 1、确定设计方案 (5) 2、确定物性数据 (5) 3、计算总传热系数 (5) 4、工艺结构尺寸 (6) 5、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、设计总结 (12) 五、参考文献 (13) 附图··········································································

一、方案简介 1、概述 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位，由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，估换热器的类型也是多种多样。 按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。此类换热器中，以列管式应用最广。本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。 2、换热器类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。 （1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。 （2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一 种结构形式。 （3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制 造困难。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。纯苯的流量为1.4×104kg/h。加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。试设计或选择合适管壳式换热器。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。 热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃ 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。 （2）管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。 2、确定物性数据

化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计

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

化工原理实验报告

化工原理实验报告

————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期: ?

实验一 伯努利实验 一、实验目的 1、熟悉流体流动中各种能量和压头的概念及相互转化关系,加深对柏努利方程式的理解。 ２、观察各项能量(或压头)随流速的变化规律。 二、实验原理 1、不可压缩流体在管内作稳定流动时,由于管路条件（如位置高低、管径大小等)的变化,会引起流动过程中三种机械能——位能、动能、静压能的相应改变及相互转换。对理想流体,在系统内任一截面处，虽然三种能量不一定相等,但能量之和是守恒的(机械能守恒定律）。 2、对于实际流体，由于存在内磨擦,流体在流动中总有一部分机械能随磨擦和碰撞转化为热能而损失。故而对于实际流体,任意两截面上机械能总和并不相等，两者的差值即为机械损失。 3、以上几种机械能均可用U 型压差计中的液位差来表示，分别称为位压头、动压头、静压头。当测压直管中的小孔(即测压孔）与水流方向垂直时,测压管内液柱高度(位压头）则为静压头与动压头之和。任意两截面间位压头、静压头、动压头总和的差值，则为损失压头。 4、柏努利方程式 ∑+++=+++f h p u gz We p u gz ρ ρ2222121122 式中: 1Z 、2Z ——各截面间距基准面的距离 (ｍ） 1u 、2u ——各截面中心点处的平均速度（可通过流量与其截 面积求得） (m/s) 1P 、2p ——各截面中心点处的静压力(可由Ｕ型压差计的液位 差可知) （Pa ） 对于没有能量损失且无外加功的理想流体，上式可简化为 ρ ρ2 2 22121122p u gz p u gz + +=++ 测出通过管路的流量,即可计算出截面平均流速ν及动压g 22 ν，从而可得到各截面测管水头和总水头。 三、实验流程图

化工原理课程设计

化工原理课程设计设计题目：空气中丙酮的回收工艺操作 学院：化学化工学院 班级：化工 0902 姓名（学号）：侯祥祥 3091303039 朱晓燕 3091303036 熊甜甜 3091303035 周利芬 3091303033 指导教师：吴才玉 2012年01月

化工原理课程设计 目录 一、前言 (3) 二、设计内容 (5) （一）设计对象 (5) （二）工艺路线设计 (5) 1.路线选择 (5) 2.流程示意图 (8) 3.流程说明 (9) （三）工艺的设计计算 (10) 1.物料衡算 (10) 2.热量衡算 (12) （四）设备的设计计算 (21) 1.主要参数 (21) 2.直径 (21) 3.附加条件 (21) （五）设备示意图 (23) 三、总结体会 (24) 四、参考文献 (29) 五、附录 (31)

江苏大学化学化工学院

化工原理课程设计 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。 在化工生产中，常常需要进行混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的 目的，吸收和精馏两个单元操作为此提供了重要措施。气体吸收过程是化工生 产中常用的气体混合物的分离操作，其基本原理是利用气体混合物中各组分在 特定的液体吸收剂中的溶解度不同，实现各组分分离的单元操作。精馏是常用 的液体混合物的分离操作，它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，从而达到轻重组分分离的目的。 塔设备是一种重要的单元操作设备，其作用实现气—液相或液—液相之间 的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于吸收、精馏、萃取等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来 越受到关注和重视。塔设备一般分为连续接触式和阶跃接触式两大类。前者的 代表是填料塔，后者的代表则为板式塔。在本次课程设计中，吸收操作采用的 是填料塔，而精馏操作采用的则为板式塔。 填料塔的基本特点是结构简单，压力降小，传质效率高，便于采用耐腐蚀 材料制造等，对于热敏性及容易发泡的物料，更显出其优越性。过去，填料塔 多推荐用于0.6～0.7m以下的塔径。近年来，随着高效新型填料和其他高性能 塔内件的开发，以及人们对填料流体力学、放大效应及传质机理的深入研究， 使填料塔技术得到了迅速发展。 筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造 维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高 于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍

化工原理课程设计苯和甲苯

化工原理课程设计说明书 设计题目：苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工2009级（1）班 姓名郑健 学号 2009071976 日期 2012年6月26日 指导教师：（签名） 设计成绩：日期 单位：石河子大学化学化工学院化工系

目录 1设计方案的选择及流程说明 (4) 1.1概述 (4) 1.1.1精馏原理 (4) 1.1.2精馏塔选定 (4) 1.2设计方案的确定 (4) 2精馏塔的物料衡算 (5) 2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5) 2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5) 2.3物料衡算 (5) 3塔数的确定 (6) N的求取 (6) 3.1理论板层数 T 3.1.1相对挥发度的求取 (6) 3.1.2求最小回流比及操作回流比 (6) 3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (7) 3.1.4求操作线方程 (7) 3.1.5采用逐板法求理论板层数 (7) 3.2实际板层数的求取 (8) 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 4.1操作压力的计算 (8) 4.2操作温度的计算 (9) 4.3平均摩尔质量计算 (9) 4.4平均密度计算 (10) 4.4.1气相平均密度计算 (10) 4.4.2液相平均密度计算 (10) 4.5液体平均表面张力的计算 (11) 4.6液体平均黏度计算 (12) 5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 (13) 5.1塔径的设计计算 (13) 5.1.1精馏段： (13) 5.1.2提馏段： (14) 5.2塔的有效高度的计算 (15)

5.3塔的实际高度的计算 (15) 5.4溢流装置的计算 (15) 5.4.1精馏段： (15) 5.4.2提馏段： (16) 5.5塔板布置 (17) 5.5.1精馏段： (17) 5.5.2提馏段： (18) 6流体力学验算 (20) 6.1塔板压强降 (20) 6.1.1精馏段： (20) 6.1.2提馏段： (21) 6.2液沫夹带量的校核 (21) 6.2.1精馏段： (21) 6.2.2提馏段： (22) 6.3溢流液泛的校核 (22) 6.3.1精馏段： (22) 6.3.2提馏段： (23) 6.4液体在降液管内停留时间的校核 (23) 6.4.1精馏段： (23) 6.4.2提馏段： (23) 6.5漏液点的校核 (23) 6.5.1精馏段： (23) 6.5.2提馏段： (24) 7塔板负荷性能图（以精馏段为例） (25) 7.1漏液线 (25) 7.2液沫夹带线 (25) 7.3液相负荷下限线 (26) 7.4液相负荷上限线 (26) 7.5液泛线 (27) 7.6负荷性能图及操作弹性 (28) 8计算结构汇总表 (29) 9小结 (30)

化工原理课程设计说明书

目录 目录 (1) 第一章绪论 (3) 1.1 精馏操作 (3) 1.2 精馏塔操作原理 (3) 1.3 精馏设备 (3) 第二章设计方案的确定 (5) 2.1精馏塔塔形介绍 (5) 2.1.1 筛板塔 (5) 2.1.2 浮阀塔 (5) 2.1.3 填料塔 (5) 2.2 精馏塔的选择 (5) 2.3 操作压力的确定 (6) 2.4 进料热状况的确定 (6) 2.5 精馏塔加热和冷却介质的确定 (6) 2.6 自动控制方案的确定 (7) 2.7 工艺流程说明 (8) 2.8 设计任务 (8) 第三章精馏塔工艺设计 (9) 3.1 全塔物料衡算 (9) 3.1.1 料液及塔顶、底产品中环己烷的摩尔分率 (9) 3.1.2 平均摩尔质量 (9) 3.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率 (9) 3.2 绘制t-x-y图 (9) 3.3 理论塔板数和实际塔板数的确定 (10) 3.3.1理论塔板数的确定 (10) 3.3.2 实际塔板数的确定 (11) 3.4 浮阀塔物性数据计算 (12) 3.4.1 操作压力 (12) 3.4.2 操作温度 (12) 3.4.3 平均摩尔质量 (13)

3.4.4 平均密度 (13) 3.4.5 平均粘度 (14) 3.4.6 平均表面张力 (14) 3.5 浮阀塔的汽液负荷计算 (15) 3.5.1 精馏段的汽液负荷计算 (15) 3.5.2提馏段的汽液负荷计算 (15) 第四章塔的设计计算 (16) 4.1 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 (16) 4.1.1塔径的设计计算 (16) 4.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算 (16)

化工原理课程设计

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：

化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)

课程设计说明书 课程设计名称化工原理课程设计 课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓名 学号 专业 班级 指导教师 提交日期

化工原理课程设计任务书 (一)设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务 (1)原料液中含氯苯35% (质量)。 (2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％(质量)。 (3)年产纯度为99.8％的氯苯吨41000吨 操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态自选。 (3)回流比R=（1.1-3）R min。 (4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔 设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。 （三）设计内容 1）．设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2．设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图

2) 绘制精馏塔装置图（四）参考资料 1．物性数据的计算与图表 2．化工工艺设计手册 3．化工过程及设备设计 4．化学工程手册 5．化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。

目录 前 言 ........................................................................................................................................................ 6 1．设计方案的思考 ............................................................................................................................ 6 2.设计方案的特点 .............................................................................................................................. 6 3．工艺流程的确定 ............................................................................................................................ 6 一．设备工艺条件的计算 ...................................................................................................................... 8 1．设计方案的确定及工艺流程的说明 ............................................................................................ 8 2．全塔的物料衡算 . (8) 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ...................................................................................... 8 2.2 平均摩尔质量 .......................................................................................................................... 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .............................................................................................. 8 3．塔板数的确定 ................................................................................................................................ 9 3.1理论塔板数T N 的求取 ........................................................................................................... 9 3.2 确定操作的回流比R ............................................................................................................. 10 3.3求理论塔板数 ......................................................................................................................... 11 3.4 全塔效率T E ......................................................................................................................... 12 3.5 实际塔板数 p N （近似取两段效率相同） (13) 4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13) 4.1平均压强 m p (13) 4.2 平均温度m t .......................................................................................................................... 14 4.3平均分子量m M (14) 4.4平均密度 m ρ (15) 4.5 液体的平均表面张力m σ (16) 4.6 液体的平均粘度 m L μ, (17) 4.7 气液相体积流量 (18) 6 主要设备工艺尺寸设计 ................................................................................................................ 19 6.1 塔径 ........................................................................................................................................ 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ................................................................................................ 20 7.1 溢流装置 ................................................................................................................................ 20 7.2 塔板布置 .. (23) 二 塔板流的体力学计算 ...................................................................................................................... 25 1 塔板压降 . (25)

化工原理实验实验报告

篇一：化工原理实验报告吸收实验 姓名 专业月实验内容吸收实验指导教师 一、实验名称： 吸收实验 二、实验目的： 1.学习填料塔的操作； 2. 测定填料塔体积吸收系数kya. 三、实验原理： 对填料吸收塔的要求，既希望它的传质效率高，又希望它的压降低以省能耗。但两者往往是矛盾的，故面对一台吸收塔应摸索它的适宜操作条件。 （一）、空塔气速与填料层压降关系 气体通过填料层压降△p与填料特性及气、液流量大小等有关，常通过实验测定。 若以空塔气速uo[m/s]为横坐标，单位填料层压降?p[mmh20/m]为纵坐标，在z ?p~uo关系z双对数坐标纸上标绘如图2-2-7-1所示。当液体喷淋量l0=0时，可知 为一直线，其斜率约1.0—2，当喷淋量为l1时，?p~uo为一折线，若喷淋量越大，z ?p值较小时为恒持z折线位置越向左移动，图中l2＞l1。每条折线分为三个区段， 液区，?p?p?p~uo关系曲线斜率与干塔的相同。值为中间时叫截液区，~uo曲zzz ?p值较大时叫液泛区，z线斜率大于2，持液区与截液区之间的转折点叫截点a。 姓名 专业月实验内容指导教师?p~uo曲线斜率大于10，截液区与液泛区之间的转折点叫泛点b。在液泛区塔已z 无法操作。塔的最适宜操作条件是在截点与泛点之间，此时塔效率最高。 图2-2-7-1 填料塔层的?p~uo关系图 z 图2-2-7-2 吸收塔物料衡算 （二）、吸收系数与吸收效率 本实验用水吸收空气与氨混合气体中的氨，氨易溶于水，故此操作属气膜控制。若气相中氨的浓度较小，则氨溶于水后的气液平衡关系可认为符合亨利定律，吸收姓名 专业月实验内容指导教师平均推动力可用对数平均浓度差法进行计算。其吸收速率方程可用下式表示： na?kya???h??ym（1）式中：na——被吸收的氨量[kmolnh3/h]；?——塔的截面积[m2] h——填料层高度[m] ?ym——气相对数平均推动力 kya——气相体积吸收系数[kmolnh3/m3·h] 被吸收氨量的计算，对全塔进行物料衡算（见图2-2-7-2）： na?v(y1?y2)?l(x1?x2) （2）式中：v——空气的流量[kmol空气/h] l——吸收剂（水）的流量[kmolh20/h] y1——塔底气相浓度[kmolnh3/kmol空气] y2——塔顶气相浓度[kmolnh3/kmol空气] x1，x2——分别为塔底、塔顶液相浓度[kmolnh3/kmolh20] 由式（1）和式（2）联解得： kya?v(y1?y2)（3） ??h??ym 为求得kya必须先求出y1、y2和?ym之值。 1、y1值的计算：

化工原理课程设计说明书

化工原理课程设计 题目：列管式换热器 《 学生姓名：王梦萍 指导老师：赖万东 学院：轻工与食品学院 班级：2011级食品科学与工程 学生学号： 1102 — 时间： 2014年7月

目录 第一章设计任务书 (4) — 一、设计项目 (4) 二、任务（具体要求）及步骤： (4) 三、作业份量： (5) 第二章确定设计方案 (6) 一、选择换热器的类型 (6) 二、流动方向及流速的确定 (6) 三、安装方式 (6) 第三章设计条件及主要物性参数 (7) 、 一、设计条件 (7) 二、确定主要物性数据 (7) 第四章传热过程工艺计算 (9) 一、估算传热面积 (9) 二、主体构件的工艺结构尺寸 (10) 三、换热器主要传热参数核算 (12) 第五章机械结构设计 (17) 一、壳体、管箱壳体及封头 (17) . 二、管板 (19) 三、拉杆 (22)

四、换热管 (23) 五、分程隔板 (24) 六、折流板 (25) 七、管箱 (27) 第七章附属设备选型 (29) 一、接管及其法兰 (29) ? 二、排气、排液管 (32) 三、支座设计 (32) 第八章设计计算结果汇总表 (37) 第九章参考资料 (38) & ） .

& 第一章设计任务书 " 某工厂需设计一换热器，将乙炔气体冷却至一定温度，冷却剂用浓度为25%（质量）CaCl2盐水。设计的基础数据如下： （1）乙炔气体 处理量 5500 m3/h，初温 31 ℃ 终温 11 ℃操作压强 16 kgf/cm2（绝压） （2）25% CaCl2盐水 初温： -11 ℃；终温： -5 ℃ 一、设计项目 / 1 确定设计方案；换热器型式，流体流向的选择，换热器的安装方式等。 2 换热器的工艺计算和强度计算，附属设备选型。 3 绘制乙炔气冷却过程工艺流程图，换热器装配图。 4 编写设计说明书。 设计要求在规定时间内独立完成，设计方案合理，论述清楚，计算正确，制图无误，答辩流利正确。 二、任务（具体要求）及步骤： （一）工艺设计 "