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化工原理课程设计苯-氯苯

第1章设计方案的确定 (2)

1.1精馏操作 (2)

1.2工艺流程的确定 (2)

1.3 操作条件的确定 (3)

1.3.1操作压力的确定 (3)

1.3.2进料的热状况 (4)

1.3.3 精馏塔加热与冷却介质的确定 (4)

1.3.4热能的利用情况 (4)

第2章浮阀精馏塔的工艺设计 (5)

2.1物料衡算 (5)

2.2实际塔板数的计算 (6)

2.2.1回流比的选择 (6)

2.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定 (8)

2.2.3工艺条件物性数据 (9)

2.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算 (11)

2.3.1塔的有效高度和板间距的初选 (11)

2.3.2塔径 (11)

2.4 塔板结构及计算 (11)

2.4.1塔板参数 (11)

2.4.2浮阀数目与排列 (12)

2.4.3塔板流体力学验算 (13)

2.4.3塔板流体力学验算 (14)

2.4.4塔板负荷性能图 (16)

第3章精馏装置的附属设备设计 (19)

3.1原料预热器 (19)

设计结果评价及自我总结 (26)

附录A符号说明 (27)

附录B带控制点的工艺流程图 (29)

第1章设计方案的确定

1.1精馏操作

本次设计的物系是苯和氯苯，由于两物系的沸点不同，加热后会造成气液两相，利用两组分的相对挥发度的不同可将两组分分离。因此本次设计采用板式精馏塔操作完成分离任务。

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。

典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔顶全凝器/冷凝器。

1.2工艺流程的确定

首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与苯的分离。

本设计采用浮阀塔。浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔基础发展起来的，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，成为国内应用最广泛的塔型。

浮阀塔具有以下优点：

1）生产能力由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20%——40%,与筛板塔相近。

2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。

3）塔板效率高，因上升其他以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而雾沫夹带量较小，板效率较高。

4）气体压强降及液面落差较小，因为气液流过浮阀塔板时所遇阻力较小，故气体压强降及板上的液面落差都比泡罩塔小。

5）塔造价低，因为结构简单，易于制造，浮阀塔造价较为一般，为泡罩塔的60%～80%，为筛板塔的120%～130%。

F1型浮阀塔结构简单，易于制造，应用最为普遍，为定型产品，阀片带有三个腿，插入阀孔内将各推脚底外翻，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度，阀片周围有三块略向下弯的定距片，以保证阀片的最小开启高度。

任务说明

本次设计任务为苯-氯苯物系连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：

原料苯含量：质量分率= 34%

原料处理量：6.5万吨/年

产品要求：塔顶产品组成不低于96%

塔顶轻组分回收率98%

1.3 操作条件的确定

1.3.1操作压力的确定

在精馏操作中，压力的影响非常大。当压力增大的时候，混合液的相对挥发度减小，这样有可能会使得汽相和液相的组成越来越接近，分离越来越难；而当压力减小的时候，混合液的相对挥发度增大，α值偏离1的程度越大，分离越容易。但是要保持精馏塔在低压下操作，这对设备的要求相当高，会使总的设备费用大幅度增加。在实际设计中，要充分考虑这两个方面的影响，我们一般采用的是常压精馏。如果在常压下无法完成操作，可以在一定条件下进行小幅度的减压或者增压来改变混合液的相对挥发度，实现精馏分离。对于甲醇—水二元混合物系统在常压的情况下，相对挥发度的差异很大，容易分离。因此在考虑多方面因

素之后，本设计采用的常压精馏，即塔顶的操作压力控制在101.325kpa下。由于本设计精馏塔不是很高，故可近似忽略每层塔板的压降。在实际计算当中，将全塔近似看做是在恒压下操作。

1.3.2进料的热状况

精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门四季变化的温度影响，而且在恒摩尔流假设下，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便

1.3.3精馏塔加热与冷却介质的确定

在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。因此，本设计是以150℃总压是500kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。

冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要充分考虑当地的气候状况。锦州市地处东北，属季风气候。二月最冷, 平均气温-10℃；八月份最热，平均气温30℃。因此，考虑选用25℃的冷却水，升温15℃，冷却器出口温度40℃。

1.3.4热能的利用情况

本设计选用的是间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本。

本次设计的工艺操作条件如下：

常压精馏，塔顶全凝，塔底直接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.1～2）

R。

min

第2章浮阀精馏塔的工艺设计

2.1 物料衡算

1. 料液及塔顶产品含苯的摩尔分率根据工艺的操作条件可知：

料液流量'

F =24

300105.67

??=9027.778 kg/h

苯和氯苯的相对分子质量分别为3877.486 kg/h 、5150.292 kg/h 料液中易挥发组分的质量分数 42.6%；摩尔分率为

426.0522

.112)34100(11.783411

.7834=?-+=

F x

塔顶产品质量分数取为 96%，摩尔分率为

972.0522

.112411.789611

.7896=+=

D x

2.平均分子量

836.97522.112)426.01(11.78426.0=?-+?=F M kg/kmol 036.49522.112)972.01(11.78972.0=?-+?=D M kg/kmol

009.112522.112)0149.01(11.780149.0=?-+?=W M kg/kmol

3、物料衡算

由公式

D F Wx Dx Fx W D F +=+=

Fx Wx 0.98 可得0149.0)486.3877778.9027(778.902702.0=-?=W x

249.92863.97778.9027==F kmol/h

036.49075.79486.3877==D kmol/h 981.45009.112292.5150==W kmol/h

2.2实际塔板数的计算

2.2.1回流比的选择

根据《物性数据表》查出温度为80.1C ?，85C ?，90C ?，100C ?，110C ?，120C ?，131.7C ?时苯和氯苯的饱和蒸汽压

运用试差法可求出A P ，B P

温度/℃

80.1 85 90 95 100 110 120 131.7 kPa P A /0

101.33 118.56 136.11 158.08 180.08 231.3 296.4 389.94 kPa P B /0 19.75 23.92 28.18 33.83 39.48 154.20 73.02 103.33 x 1.000 0.82 0.68 0.543 0.440 0.266 0.127 0 y

1.000 0.96 0.913 0.847 0.782 0.607 0.470 0 00/B A P P =α

5.13

4.96

4.83

4.67

4.56

4.27

4.06

3.85

表2-2-1苯和氯苯蒸汽表

根据t-x-y 图如下

求得

52.4=m α 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1 q x = F x =0.426

气液平衡方程得

q m q

m q x x y )1(1-+=

αα770

.0426

.0)152.4(1426.052.4=?-+?=

2-2-1 图 t-x-y

最小回流比587

.0426

.0770.0770

.0972.0min =--=

--=

q q D x y y x R

回流比R 取m in 2R R =174.1587.02=?=

2.2.2理论塔板数和实际塔板数的确定

（1）最小理论塔板数的确定

W W

D D x x x x N αlg 11lg 1min

???????????? ??-???? ??-=

+13.552

.4lg 0149.00149.01972.01972.0lg =????????? ??-??? ??-=

13.4m in =∴N （2）理论塔板数的确定

27.01

174.1587

.0174.11m in =+-=+-=

R R R X 396.027.0002743.027.0591422.0545827.0=+?-=Y 15

.8396.113.4396.02122

min min =-+?=-+=∴+-=

Z Y N Y N N N N Y

（3）加料板位置的确定

568.57036.49174.1=?==RD L

817.149246.92568.57=+=+qF L

由精馏段与提留段操作线公式

11+++=+R x x R R

y D n n W

qF L Wx x W qF L qF

L y W m m -++

-++=+1

可得 447.054.01+=+n n x y

0066.044.11-=+m m x y

972.01==D x y

由下面两个公式迭代

447.054.01

+=+n n x y q

m q m q x x y )1(1-+=αα

最终得到 q x x >3 ， q x x <4

∴第四块板为加料板，即精馏段板数为3，提留段板数为4.15 全塔效率 81=D t ℃ ,129=W t ℃ 1052

129

81=+=

t ℃ 3023.035.055.0244.045.0)45.01(45.021=?+?=-+=μμμm mpa/s ∴493023.0lg 616.017.0=-=T E % （4）实际塔板数的确定

精馏段：712.649.03≈==N 层提留段：947.849.015.4≈==N 层

2.2.3工艺条件物性数据

（1）平均分子量

精馏段： 972.0=D x ，885.01=x

07.79522.112)972.01(11.78972,0=?-+?=V M kg/kmol 07.82522.112)885.01(11.78885.0=?-+?=V M kg/kmol

进料： 7386.0=F y , 384.0=F x

11.87522.112)7386.01(11.787386.0=?-+?=V M

31.99522.112)384.01(11.78384.0=?-+?=L M

精馏段平均分子量：

09.832

.8707.79=+=

V M kg/kmol

69.902

.9907.82=+=

L M kg/kmol

（2）平均密度

81=D t ℃ 89.8131=ρ 3/m kg 9.10402=ρ 3/m kg 7.100=F t ℃ 681.7911=ρ 3/m kg 3.10112=ρ 3/m kg

液相密度精馏：

1040

189.8131

1a a L

-+=

ρ 05.821=∴L ρ 3/m kg

加料：30.0522

.112)384.01(11.78384.011

.78384.01=?-+??=

.10117

.068.7913.01

ρ 60.933=∴L ρ 3/m kg 精馏段平均液相密度：325.8772

.93305.821=+=L ρ 3/m kg

气相密度 ()

71.27.10015.273314.809

.83325.101=+??==

RT PM V V ρ 3/m kg （3）液体表面张力

81=D t ℃ 849.251=σ mN/m 149.212=σ mN/m

7.100=F t ℃ 7667.181=σ mN/m 673.232=σ mN/m

精馏7174.25149.21)972.01(849.25972.0=?-+?=σ mN/m

进料79.21673.23)384.01(7667.18384.0=?-+?=σ mN/m 精馏段平均张力：75.232

.217174.25=+=σ mN/m

（4）液体粘度

81=D t ℃ 3051.01=μ mpa/s 4246.02=μ mpa/s

7.100=F t ℃ 2535.01=μ mpa/s 3612.02=μ mpa/s

精馏308.04246.0)972.01(3051.0972.0=?-+?=μ mpa/s 进料3198.03612.0)384.01(2535.0384.0=?-+?=μ mpa/s 精馏段平均粘度：3139.02

3198

.0308.0=+=

μ mpa/s

（5）精馏段气液负荷计算

6.106036.49)1174.1()1(=+=+=D R V kmol/h 908.071

.2360009

.8360.1063600=??==

V V S VM V ρ 3m /s

568.57036.49174.1=?==RD L kmol/h 00165.0325

.877360069

.90568.573600=??==

L V S LM L ρ 3m /s 4.5360000165.0=?=h L 3m /s

2.3 浮阀塔主要尺寸的设计计算

2.3.1塔的有效高度和板间距的初选

根据所设计的分离的物系，选取40.0=T H m ，=-=T T

H E N Z )1(

8.3 2.3.2塔径

取板上液层高度05.0=L h m 35.0=-T T h H m 查图得到075.020=C ,校正到表面张力为23.75 mN/m 时，

0776.02075.23075.0202

.02

.020=?

???=?

??=σC C mN/m

39.171

.271.2325.8770776.0max =-?=-=∴V V L C

u ρρρ m/s 取安全系数为0.70时，973.039.17.07.0m ax =?==u u m/s 按标准塔径圆整为1.2 m ，则空塔气速为 0.803 m/s 。

2.4 塔板结构及计算

2.4.1塔板参数

本次设计中浮阀塔采用单溢流，弓形降液管，不设进口堰和受液盘（1）溢流装置W L

m m D 2.22.1<= ∴选用单溢流

单溢流型塔板溢流堰长W L 一般取（0.6~0.8D ）,本塔取

79.02.166.066.0=?==D L W m

出口堰高W h

（2）平直堰 3

2100084.2???

??=W h ow

l L E h 011.0792.04.5100084.23

2=??

??=E m

039.0011.005.0=-=-=OW L W h h h m （3）弓形降液管宽度d W 和面积f A ：根据D l W 与D

d 、T f A A 的关系查图可得

0722

.0=T

A A , 124.0=D

W d

1488.02.1124.0=?=∴d W m

0816.02.14722.02=??=πf A m

验算液体在降液管中停留时间，即

78.1900165

.040

.00816.0=?=

f L H A τ s 所以符合要求。

（4）降液管底隙高度0h

取液体通过降液管底隙的流速08.00=u m ， 026.008

.0792.036004

.5360000=??==

∴u L L h W h m

所以符合要求。

（5）塔板布置 026.0=ho 039.0< m

∴采用分板式塔板浮阀数目与排列

2.4.2浮阀数目与排列

(1)取边缘宽度035.0W =c m ,安定区域宽度065.0=S W m 鼓泡区域面积a A ()3862.0065.01488.022.1)(2=+-=+-=S d W W D x m 565.0035.06.02

R =-=-=

C W m 799.0565.03862.0arcsin 1802222=?????

+-=∴R x R x A a π m

(2)阀孔

取100=F , 阀孔气速：07.671

.210

0==

F u ρ m/s 所以每层板上开孔数：1.12508

.6039.0414.3908

.04d V N 202

0S =??==

u π 因此需开孔126个。浮阀排列港市采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距

075.0'=t m '

't a

N A t =

085.0126

799

.0== m

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用85 mm ，而应小于此值，故取065.0'=t m

按75=t mm, 80'=t mm,以等腰三角形叉排方式作图（见本例附图），排的阀数130个。

按130N =重新核算孔数及阀孔动能因数：84.5130

039.0414.3908

.020=??=

u m/s

6.971.284.50=?=F 阀孔动能因数0F 的变化不大，仍在9~12范围内。

塔板开孔率%75.13%10084

.5803.00=?==

u u 2.4.3塔板流体力学验算

(1)气体通过浮阀塔的压强降即，σh h h h l c p ++= 干板阻力：08.671.21.731.73825.1825.1===v oc u ρ m/s

oc u u <0 ∴9

.19=c h 031.0325

.87784.59.19175

.00

175

.00

=?=L

u ρ m 液柱

板上充气液层阻力：本设备分离本设备分离苯和氯苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数45.00=ε 0225.005.045.00=?==L l h h ε m 液柱液体表面张力所造成的阻力：阻力很小，忽略不计

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

σh h h h l c p ++=054.00225.0031.0=+= m 液柱

图2-4-2 2.4.3塔板流体力学验算

(1)气体通过浮阀塔的压强降即，σh h h h l c p ++= 干板阻力：08.671.21.731.73825.1825.1===v oc u ρ m/s

oc u u <0 ∴9

.19=c h 031.0325

.87784.59.19175

.00

175.00

=?=L

u ρ m 液柱

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

σh h h h l c p ++=054.00225.0031.0=+= m 液柱

6.46581.9325.877054.0=??==?g h P L p ρ kpa 所以符合条件。

(2)淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，

)(H d w T h H +≤φ=d H d L P h h h ++ 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高

度054.0=P h m 液柱, 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故

()()00098.0026.0792.000165.0153.0153.02

0=?==h l L h w S d m 液柱

板上液层高度：05.0=L h m, 则=d H d L P h h h ++07648.0= m ，取5.0=φ

)(H d w T h H +≤φ2195.0)039.04.0(5.0=+?= m 符合防止淹塔的要求。

(3)雾沫夹带取物性数据 1.0K = 泛点率%100A KC Z 1.36L -V F L

S V L V S ?+=

ρρρ

泛点率%100A 0.78KC -V F V

L V S ?=

ρρρ

板上液体流径长度 9024.01488.022.12W -D Z L =?-==d m

板上液流面积9672.00816.021304.12=?-=-=f T b A A A m 2 泛点率%7.47%1000.9672

0.1141.00.9024

0.001651.3671.2-325.87771.2908.0=?????+=

泛点率%3.50%1000.9672

0.1141.00.7871.2325.87771.20.908=????-=

计算的结果都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足v e <0.1 kg(液)、kg/（气）的要求。

2.4.4塔板负荷性能图

(1)雾沫夹带线泛点率%100A 0.78KC -V F V

L V S ?=

ρρρ 按泛点率80%计算如下

泛点率%80%1000.9672

0.1141.00.7871.2325.87771.20.908=????-=

整理得44.1=S V m 3/s

(2) 液泛线

)(w T h H +φ=d L P h h h ++=+++σh h h l c d L h h + 由此式确定液泛线，忽略式中σh ， )(w T h H +φ=()???

???

?????

??+++???? ??+3

2S 02

00L 3600100084.21153.0234.5W W W S L V l E h h l L g u ερρ 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则T H 、φερρ、、、、、、00L V w W l h h 等都为定值，而0u 与S V 又有如下关系，即N

4d V 2

0π=

u ，式中阀孔数N 与孔径0d 亦为定值，因此可将上式简化成S V 与S L 的如下关系式：3

S S bL cL b aV --=，即

2.107.3245.1S

S S L L V --= ，在操作范围内任取若干个S L ，依此式算出S V 值

列于本例附表中

表2-4-4 S L -S V 关系表

S L /m 3/s 0.001 0.003 0.005

S V /m 3/s

1.34

1.21

1.07

据表中数据做出液泛线。

(3)液相符合上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3至5s,依液体在降液管内停留时间为 5~300165

.040

.00816.0=?=

f L H A τ 以5=τ s 作为液体在降液管中

停留时间的下限，则，()0065.05

.00816.05

L m ax S =?=

T f H A m 3/s

(4)漏液线对于F1型重阀，依5F 0=作为规定气体最小负荷的标准，则

()457.071

.25

130039.04

20020min

ρπ

S F N

d Nu d V m 3/s (5)液相负荷下限线取堰上液层高度011.0=OW h m 取1=E ,则

()011.036001000

84.23

2min =???

W S ow l L E h ()0014.0m in =∴S L m 3/s

(6)操作弹性

03.27

.042

.1min max ==V V 所以符合性能图如下

图2-4-4 负荷性能图

第3章精馏装置的附属设备设计

3.1 原料预热器

3.1.1 初选和初算预热器的规格

(1)计算热负荷和饱和蒸汽流量

1.81C P1= )/(℃?kg kj , 1.38C P2= )/(℃?kg kj 1.38)426.01(81.1426.0C P ?-+?=56.1= )/(℃?kg kj

()()61211007.1257.10056.1778.9027?=-??=-=t t FC Q P h kj / 62104.111.7812.471.7066426.0778.9027?=÷???=Q h kj /

666211047.1104.11007.1?=?+?=+=Q Q Q h kj /

选用0.9Mpa 的饱和蒸汽加热物料，则2036.2I =? kj/kg

水蒸气流量为12132

.20361047.26

=?=?=I Q W kg/h 7.75257.100=-=?m t ℃ (2)初选预热器的规格。根据两流体的情况，假设600K = ()℃?2W/m ,故

4.547.756001047.2K Q S 6=??=?=m t m 2 ，由于2

5.1122

.100251.175T =+-=-m m t ℃

>50 ℃ ，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准中选定F500 有关参数见本例附表

表3-1-1 换热器

实际传热面积 ()65.311.05.4015.014.3192S 0=-???==dl n π m 2 若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为

=?=m t 00S Q K 6477

.754.501047.26=?? 1.1600647

0==K K

3.1.2核算压强降

(1)管程压强降

5.1=t F 4=P N 0085.04

192015.0414.34

=??==

P i i N n d A π

m 2 32.00085

.09.9303600778

.9027=??==

∴i S i A V u m/s 1289810

344.09

.93032.0015.03

=???=

-μ

i i ei u d R (完全湍流) 设管壁粗糙度 1.0=ε mm ，

0067.015

.0==

，由e R -λ关系图中查的 λ=0.34 ,4862232.09.930015.05.434.022

21=??==?u d l P ρλ pa 1432

32.09.9303232

2=??==?u P ρ pa

()140144.121434862=??+=?∴∑P pa 符合要求

(2)壳程压强

0.1=S F ,1=S N 管子为正方形斜转45°排列，4.0=F

175.1619219.119.1≈=?==∴n n c 取折流板间距15.0=h m

29115

.05.41L N B =-=-=

h 壳程流通面积()()01905.00019.01745.015.000=?-=-=d n D h A c m 2

02.001905.06.89636001213

0=??=

u m/s

1289810344.06

.89602.0019.03

=???=

-μ

o o eo u d R

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

苯-氯苯溶液连续精馏塔设计

苯-氯苯溶液连续精馏塔设计一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于%，塔顶产品苯纯度不低于98%。二、摘要: 氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，广泛用于生产，磷苯液相氯化法制中含有一定量的苯，用于分离挥发性

苯和氯苯连续精馏塔的设计是不容易的。设计选择良好的合成功能的集成产品和效率，经济，安全和其他方面。这将是选择精馏塔和筛板筛板塔更好。有很多优点是结构简单，价格低廉，而且液滴板表面的小。它有一个较低的压力，但一个更大的生产能力。最后，气体在塔内均匀分布，具有较高的传质效率。设计完成了塔径为1000mm和总高度为15m的工艺计算和设备设计，它定义了那个桶材料为16MnR，标称厚度为8毫米，根据钢制压力容器。设计选用标准椭圆封头的直径为1000mm，表面高度200mm，直边高度是根据工艺设备的设计和jb4737-95 25mm。进口和出口的液体和气体管道的法兰都是根据汞丝网除沫器选用SP滤网采用rfpf。设计无具体要求，选择圆柱裙，其直径1000mm ..最后的设计进行festigkeit和稳定性ueberpruefung等等，并对塔体的厚度和高度均符合要求的设计压力下。 Abstract: Chlorobenzene as an important basic organic synthesis raw material, widely used in production, the rule of law by a benzene liquid-phase chlorination of p contains a certain amount of benzene, the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy. The design chooses the integrated product of good

化工原理课程设计报告

课程设计任务书设计题目：水冷却环己酮换热器的设计一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；

目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)

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

《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

化工原理课程设计报告样本

《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计年级专业设计者姓名设计单位完成日期年月日 7

目录一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7

加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7

5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7

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)

苯与氯苯分离化工原理课程设计

(一）产品与设计方案简介 1.产品性质、质量指标和用途产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1．105g/cm3。沸点131．6℃。凝固点-45℃。折射率1．5216(25℃)。闪点29．4℃。燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、 2910mg／kg，肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD 50 空气中最高容许浓度50mg／m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数）产品用途：作为有机合成的重要原料 2.设计方案简介（1）精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。（2）操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3）塔板形式：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 3工艺流程草图及说明

化工原理课程设计报告(换热器)

《化工原理课程设计任务书》（1）一、设计题目：设计一台换热器二、操作条件： 1.苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。 3.允许压强降：不大于50kPa。 4.每年按300天计，每天24小时连续运行。三、设备型式：管壳式换热器四、处理能力： 1. 99000吨/年苯五、设计要求： 1.选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2.管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。 3.设计结果概要或设计结果一览表。 4.设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5.对本设计的评述及有关问题的讨论。一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。

（1）固定管板式换热器这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示：（2）浮头式换热器换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下：（3） U型管换热器这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示：（4）填料函式换热器这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下：由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换热器。 2.工艺流程图主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号（1）基本物理性质数据的查取

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)

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）化学与环境工程学院化工与材料系 2004年5月27日

课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据 p（mmHg） 1.组分的饱和蒸汽压ο i

2.组分的液相密度ρ（kg/m 3 ）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103 kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）

天津大学化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计学院天津大学化工学院专业化学工程与工艺班级学号姓名指导教师

化工流体传热课程设计任务书专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号）（一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计（二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。（三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。（四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。

设计说明书的编制按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订）（1）标题页，参阅文献1附录一。（2）设计任务书。（3）目录。（4）说明书正文设计简介：设计背景，目的，意义。由物料衡算确定卤水流量。假设K计算传热面积。确定预热器的台数及工艺结构尺寸。核算总传热系数。核算压降。确定预热器附件。设计结果概要或设计一览表。设计评述。（5）主要符号说明。（6）参考文献。（7）预热器设计条件图。主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图自学内容：参考文献1，第一章、第三章及附录一、三；参考文献2，第五~七章；参考文献3，第1、3、4、5、11部分。

化工原理课程设计

化工原理课程设计题目：姓名：班级：学号：指导老师：设计时间：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)

苯与氯苯精馏塔设计要点

化工原理工程设计处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏分离板式塔设计学院：专业：班级：姓名：学号：指导教师：

板式精馏塔设计任务书一、设计题目：苯-氯苯体系精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量）30000吨／年操作周期7200 小时／年进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同）塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%. 2、操作条件操作压力4000Pa（表压）进料热状态q=0.7 单板压降： <或=0.7kPa 3、设备型式筛板或浮阀塔板（F1型） 4、厂址新乡地区三、设计内容： 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 7、设计评述目录 1.精馏塔的概述 (4) 2．设计内容................................................................................................... 错误！未定义书签。 2.1.精馏塔的物料衡算........................................................................... 错误！未定义书签。 2.2.塔板数的确定 (9) 2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)

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