化工原理课程设计(苯甲苯的分离)讲解

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)

二、个人总结 (32)

三、参考书目 (33)

（一）化工原理课程设计任务书

板式精馏塔设计任务书

一、设计题目：

设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔

二、设计任务及操作条件

1、设计任务：

物料处理量： 7万吨／年

进料组成： 37％苯，苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）

分离要求：

塔顶产品组成苯≥95％

塔底产品组成苯≤6%

2、操作条件

平均操作压力： 101.3 kPa

平均操作温度：94℃

回流比：自选

单板压降： <=0.9 kPa

工时：年开工时数7200小时化工原理课程设计

三、设计方法和步骤：

1、设计方案简介

根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。

2、主要设备工艺尺寸设计计算

（1）收集基础数据

（2）工艺流程的选择

（3）做全塔的物料衡算

（4）确定操作条件

（5）确定回流比

（6）理论板数与实际板数

（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷

（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积

（9）塔径计算及板间距确定

（10）堰及降液管的设计

（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数

（12）塔的水力学计算

（13）塔板的负荷性能图

（14）塔盘结构

（15）塔高

（16）精馏塔接管尺寸计算

3、典型辅助设备选型与计算（略）

包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。

4、设计结果汇总

5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图

6、设计评述

四、参考资料

《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室，柴诚敬刘国维李阿娜编；《化工原理》（第三版）化学工业出版社，谭天恩窦梅周明华等编；

《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社，贺匡国编；

《化学工程手册》上卷化学工业出版社，化工部第六设计院编；

《常用化工单元设备的设计》华东理工出版社。

二、设计计算

1.设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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器冷却后送至储罐。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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

(１) 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。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

筛板塔的缺点是：

(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

(２) 操作弹性较小(约2～3)。

(３) 小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图

表1 苯和甲苯的物理性质

项目 分子式 分子量M 沸点（℃）

临界温度t C

（℃） 临界压强P C （kPa ） 苯A 甲苯B C 6H 6 C 6H 5—CH 3 78.11 92.13 80.1 110.6 288.5 318.57 6833.4 4107.7

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度C 0

80.1 85 90 95 100 105 110.6 0

A P ,kPa 0

B P ，kPa

101.33 40.0

116.9 46.0

135.5 54.0

155.7 63.3

179.2 74.3

204.2 86.0

240.0

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：8P 例1—1附表2） 温度C 0

80.1 85 90 95 100 105 110.6 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率

1.000

1.000 0.780

0.900 0.581

0.777 0.412

0.630

0.258 0.456

0.130 0.262 0 0

表4 纯组分的表面张力([1]：378P 附录图7)

温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m

21.2

20

18.8

17.5

16.2

甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5 18.4

17.3 表5 组分的液相密度([1]：382P 附录图8) 温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m 814 809 805

801 791

791

778 780

763 768 表6 液体粘度μL （[1]：365P ）

温度(℃) 80 90 100 110 120 苯（mP a .s ）

甲苯（mP a .s ） 0.308

0.311

0.279 0.286

0.255 0.264

0.233 0.254

0.215 0.228

表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据

2 精馏塔的物料衡算

(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量

甲苯的摩尔质量

0.37/78.11

0.409

0.37/78.110.63/92.13

F x =

=+ 0.9778.11

0.9570.950.0592.13D x =

=+

0.0678.11

0.0070.0678.110.9492.13

W x =

=+

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

0.40978.110.59192.1386.39F M kg kmol =?+?= 0.95778.110.04392.1378.71D M kg kmol =?+?= 0.07078.110.93092.1391.96W M kg kmol =?+?=

（3）物料衡算

原料处理量70000000

121.5486.39*7200

F kmol h ==

总物料衡算 121.54=D ＋W

苯物料衡算 121.54×0.409＝0.957D ＋0.070 W 联立解得 D ＝42.99 kmol ／h W=69.55 kmol ／h

式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

3 塔板数的确定

（1）理论板层数N T 的求取

苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x ～y 图，见下图

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e （0.409,0.409）作垂线ef 即为进料线(q 线)，该线与平衡线的交点坐标为

q y ＝0.567 , q x ＝0.346

故最小回流比为min 0.9570.567

1.460.5670.346

q q D q

x y R y x --=

=

=--

取操作回流比为min 2 2.92R R == ③求精馏塔的气、液相负荷

2.9242.99125.53L R D =?=?=kmol h

(1) 3.9242.99168.52V R D kmol h =+=?=

'(1)(1)(2.921)42.99168.52/V R D q F kmol h =+--=+?= (泡点进料：q=1) ' 2.9242.991121.53238.06/L RD qF kmol h =+=?+?=

④求操作线方程 精馏段操作线方程为

10.7490.244211D n n n x R

y x x R R +=

+=+++ 提馏段操作线方程为 '1'' 1.4120.092m m w m L W

y x x x V V

+=-=-

（2）逐板法求理论板

又根据min (1)

1[]11d D F f

x x R x x α-=

-α-- 可解得 α=2.475 相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x x

y x x

αα=

=+-+

1D y x = = 0.957 11

11111(1) 2.475(1)

y y x y y y y =

=+α-+-=0.901

21111

0.7450.24420.915d x R

y x R R x =

+++=+= 2

2220.813(1)

y x y y ==+2.475- 320.7450.24420.850y x =+= 3

333(1)

y x y y =

=+2.475-0.696

430.7450.24420.763y x =+= 4

4440.565(1)y x y y =

=+2.475-

540.7450.24420.665y x =+= 5

5550.420(1)

y x y y =

=+2.475-

650.7450.24420.557y x =+= 6

6660.337(1)

y x y y =

=+2.475-

因为6x ＜f x 精馏段理论板 n=5

'160.337x x == '

'211.4120.0290.447y x =-=

2

22''2

''0.246(1)

y x y y =

=+2.475- '

'3

21.4120.0290.318y x =-= 333'

'

3

''0.159(1)

y x y y =

=+2.475- '

'4

31.43340.0330.195y x =-= 4

44''

4''

0.089(1)

y x y y =

=+2.475- '

'5

41.4120.0290.097y x =-= 555'

'

5''0.042(1)

y x y y ==+2.475-

全塔效率的计算（查表得各组分黏度1μ=0.269，2μ=0.277）

12(1)0.4090.269(10.409)0.2770.274m F F x x μμμ=+-=?+-?=

0.170.616lg T m E μ=-=0.170.616lg0.27452%-≈

捷算法求理论板数

min 11/ln {ln[()()]}19.89818.898

1W D m D W

x x N x x α-=-=-=-

由公式 0.5458270.5914220.002743/Y X X

=-+

min 2.92 1.460.3741 3.92

R R X R --=

==+

代入 Y=0.488 由

min

0.3165,102

N N N N -==+

min,1111/ln {ln[()()]}1 4.92551D F

D F

x x N x x α-=-=≈-

0.97410.24

1.14ln[()()]1 4.44510.9740.24-=-=≈-

精馏段实际板层数5/0.52=9.6≈10, 提馏段实际板层数4/0.52=7.69≈8

进料板在第11块板

4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

（1）操作压力计算 塔顶操作压力D P ＝ 93.2 kPa

塔底操作压力w P =109.4 kPa 每层塔板压降 △P ＝0.9 kPa

进料板压力F P ＝93.2＋0.9×10＝102.2kPa

精馏段平均压力 P m ＝（93.2＋102.2）／2＝97.7 kPa 提馏段平均压力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa （2）操作温度计算

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、甲苯的饱和蒸气压由

安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度w t ＝82.7℃ 进料板温度F t ＝94.2℃

塔底温度w t =105.1℃

精馏段平均温度m t =（ 82.7＋94.2）/2 = 88.5℃

提馏段平均温度m t =（94.2+105.1）/2 =99.7℃ （3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由x D=y 1=0.957,代入相平衡方程得x 1=0.901

,0.90178.11(10.901)92.1379.50L Dm M kg kmol =?+-?=,0.95778.11(10.957)92.1378.71V Dm M kg kmol =?+-?=

进料板平均摩尔质量计算

由上面理论板的算法，得F y ＝0.622， F x ＝0.399

,,0.63278.11(10.368)92.1383.27V F m M kg kmol =?+-?= ,0.40978.11(10.409)92.1390.08L Fm M kg kmol =?+-?=

塔底平均摩尔质量计算

由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157

,0.15778.11(10.157)92.1386.60V Wm M kg kmol =?+-?=

,0.07078.11(10.070)92.1390.59L wm M kg kmol =?+-?=

精馏段平均摩尔质量

,78.7183.27

80.992

V m M kg kmol kg kmol +==

,79.5090.08

84.792

L m M kg kmol kg kmol +=

=

提馏段平均摩尔质量

,86.0683.23

84.922

V m M kg kmol kg kmol +=

=

,90.5986.39

88.492

L m M kg kmol kg kmol +=

=

（4）平均密度计算 ①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

,3,97.780.97

2.638.314(27

3.1588.45)

m v m v m m

P M kg m RT ρ?=

=

=?+

提馏段的平均气相密度

,'3,105.884.92

2.908.314(27

3.1599.65)

m v m v m m

P M kg m RT ρ?=

=

=?+

②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算 由t D ＝82.7℃，查手册得 33812.7,806.7A B kg m kg m ρρ== 塔顶液相的质量分率

0.95778.11

0.8850.95778.1192.130.043

A α?==?+?

,,10.885812.70.115807.6,813.01L Dm L Dm kg kmol ρρ=+=

进料板液相平均密度的计算 由tF ＝94.2℃，查手册得

33799.1,796.0A B kg m kg m ρρ== 进料板液相的质量分率

0.40978.11

0.370.40978.1192.130.591

A α?==?+?

,,10.370.63/769.0,781.25L Fm L Fm kg kmol ρρ=+=

塔底液相平均密度的计算 由t w ＝105.1℃，查手册得 33786.13,785.2A B kg m kg m ρρ==

塔底液相的质量分率

0.0778.11

0.060.0778.1192.130.93

A α?==?+?

,,10.06/786.130.94/785.2,783.4L wm L wm kg kmol ρρ=+=

精馏段液相平均密度为

,813.01781.25797.132

L m kg kmol ρ+==

提馏段液相平均密度为

',781.25785.54783.42

L m kg kmol ρ+==

(5) 液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD ＝82.7℃，查手册得 σA=20.94mN/m σB=21.39 mN/m

σLDm=0.957×20.94+(1-0.957)×21.39=20.98 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由t F ＝94.2℃，查手册得

σA=19.36 m N/m σB=20.21 m N/m

σLFm=0.409×19.36+0.591×20.21=19.86 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 tD ＝105.1℃，查手册得 σA=19.10 mN/m σB=19.48 mN/m

σLwm=0.07×19.10+(1-0.07)×19.48=19.45mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=（20.98+19.86）/2=20.42 mN/m

提馏段液相平均表面张力为

σ‘Lm=（19.86+19.48）/2=19.85 mN/m

(6) 液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即 lg μLm=Σxi lg μi

塔顶液相平均粘度的计算 由tD ＝82.7℃，查手册得

μA=0.300 mPa ·s μB=0.304 mPa ·s

lg μLDm=0.957×lg(0.300)+ (1-0.95)×lg(0.304) 解出μLDm=0.300 mPa ·s 进料板液相平均粘度的计算

由tF ＝94.2℃，查手册得

μA=0.269 mPa ·s μB=0.277 mPa ·s

lg μLFm=0.409×lg(0.269)+ (1-0.409)×lg(0.277) 解出μLFm=0.274 mPa ·s 塔底液相平均粘度的计算 由tw ＝105.1℃，查手册得

μA=0.244 mPa ·s μB=0.213 mPa ·s

lg μLwm=0.07×lg(0.244)+ (1-0.07)×lg(0.213) 解出μLwm=0.215 mPa ·s 精馏段液相平均粘度为

μLm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa ·s 提馏段液相平均粘度为

μ‘Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa ·s

（7） 气液负荷计算 精馏段：

()1(2.921)42.99168.52/V R D Kmol h =+=+?=

3168.5280.97

1.606/36003600

2.36

Vm S vm V M V m s ρ??=

==?

2.9242.99125.53/L RD Kmol h ==?=

3125.53834.79

0.0037/36003600797.13

Lm Lm LM Ls m s ρ?=

==?

30.0037360013.353/h L m h =?=

提馏段：

'

(1)168.52/V V q F Kmol h =+-=

'3168.9284.92

1.37/36003600

2.90

Vm S vm V M V m s ρ??=

==?

'125.321112.53238.06/L L qF Kmol h =+=+?=

'

3238.0688.49

0.0075/36003600783.4

Lm Lm LM Ls m s ρ?=

==?

'30.0075360027.00/h L m h =?=

5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

(1) 塔径的计算

塔板间距H T 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

表7 板间距与塔径关系

塔径D T ，m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距H T ，mm 200～300 250～350

300～450

350～600

400～600

对精馏段：

初选板间距0.40T H m =，取板上液层高度m h L 06.0=，

故0.400.060.34T L H h m -=-=；112

2

0.0037797.130.04231.606 2.36S Lm S vm L V ρρ??????

=?=

??? ???????

查教材P131图 得C 20=0.071；依式2

.02020??

?

??=σC C

校正物系表面张力为20.42/mN m 时2020.980.0720.07132020C C σ????

==?=

? ?????

max 0.0713 1.239/m s μ=== 可取安全系数为0.8，则（安全系数0.6—0.8），m a x 0.80.8

1.2390.91/m s μμ==?=

故 1.44D m =

=

=

按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s 。 对提馏段：

初选板间距0.40T H m =，取板上液层高度m h L 06.0=，

故0.400.060.34T L H h m -=-=；1

12

2

0.0075783.40.0901.37 2.90S Lm S vm L V ρρ??????

=?=

??? ???????

查[2]：165P 图3—8得C 20=0.106；依式2

.02020??

?

??=σC C

校正物系表面张力为19.58/mN m 时0.2

2019.580.1060.1032020C C σ??

??

==?= ?

???

??

'max 0.103 1.69/m s μ=== 可取安全系数为0.8，则（安全系数0.6—0.8），'

m a x 0.80.8

1.691.35/m s μμ==?=

故 1.02D m =

=

=

按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/s 。

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m

6 塔板主要工艺尺寸的计算

(1) 溢流装置计算

因塔径D ＝1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：

a)溢流堰长w l ：单溢流去l W =（0.6～0.8）D ，取堰长w l 为0.66D=0.66×1.6=1.056m b)出口堰高W h ：OW L W h h h -=

由/0.66W l D =， 2.5

2.5

36000.0037

/13.3531.056

h W L l m ?=

= 查[2]：169P 图3—11，知E=1.042,依式23

2.841000h ow w L h E l ??

=

???

可得223

3

2.84 2.841

3.3531.0420.01710001000 1.056h OW W L h E m l ????

=

=??= ? ???

?? 故0.060.0170.043w h m =-=

c)降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：

由66.0/=D l w 查（[2]：170P 图3—13）得124.0/=D W d ，0722.0/=T f A A 故

0.1240.124 1.60.198d W D m

==?=，

2223.14

0.07220.0722 1.60.14524

4

f A D m π

=?

=?

?= 利用([2]：170P 式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即0.14520.40

15.700.0037

f T s

A H s L τ?=

=

=（大于5s ，符合要求）

d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'

0.08/o m s μ=（0.07---0.25）

依([2]：171P 式3—11)：'

0.0037

0.0351.060.09

s o w o L h m l μ===??符合（00.006w h h =-） e)受液盘

采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm 同理可以算出提溜段

a)溢流堰长w l ：单溢流去l W =（0.6～0.8）D ，取堰长w l 为0.66D=0.8×1.6=1.056m b)出口堰高W h ：OW L W h h h -=

由/0.8W l D = 2.5

/23.34h W L l m =

查[2]：169P 图3—11，知E=1.02,依式23

2.841000h ow w L h E l ??

=

???

可得23

2.840.0261000h OW W L h E m l ??

=

= ???

故0.060.0260.034w h m =-=

c)降液管的宽度d W 与降液管的面积f A ：

由/0.8w l D =查（[2]：170P 图3—13）得/0.124d W D =，/0.0722f T A A = 故0.1240.20d W D m ==， 220.07220.1454

f A D m π

=?

=

利用([2]：170P 式3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即11.6f T s

A H s L τ=

=（大于5s ，符合要求）

d)降液管底隙高度o h ：取液体通过降液管底隙的流速'

0.08/o m s μ=（0.07---0.25）

依([2]：171P 式3—11)：'

0.032s

o w o

L h m l μ=

=?符合（00.006w h h =-） (2) 塔板布置

精馏段

①塔板的分块

因D ≥800mm ，故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为4块。对精馏段：

a)取边缘区宽度W c =0.05m(30～50mm),安定区宽度0.075s W m =，（当D 〈1.5m 时，W s =60～75mm 〉

b)依([2]：173P 式3—18)：??

????+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开空区面积

1.6

0.050.7522

C D R W m =

-=-=，

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—甲苯分离过程板式精馏塔设计说明

课程设计说明书 设计题目：分离苯—甲苯筛板式精馏塔的设计 学号： 0812024057 学生姓名：郭博元杨逍孙娟 专业班级：生工 082 指导教师： 2010 年 11月 15 日

课程设计任务书 一、课题名称 分离苯—甲苯筛板式精馏塔的设计 二、课题条件（原始数据） 一、设计方案的选定原料：苯、甲苯 年处理量： 100000t(十万吨)/年——进料量 原料组成（甲苯的质量分率）：、0.65——0.4 料液初温： 30℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：饱和液体进料 塔顶产品浓度： 98.5%——98% 塔底釜液含甲苯量不低于97%——99%（质量分率）塔顶采用全凝器，泡点回流 塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热 塔板形式：筛板 生产时间：330天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃～35℃ 设备形式：筛板塔 厂址：沿海某城市（大气压：760mmHg） 三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸

等根据目录列出大标题即可） 1概述 2设计方案的选择及流程说明 3塔板数的计算（板式塔）或填料曾的高度计算（填料塔） 4主要设备工艺尺寸设计 1）塔径及提留段塔板结构尺寸的确定 2）总塔高总、压降 5附属设备选型 6设计结果汇总 7工艺流程图及精馏塔装配图 8设计评述 四图纸要求 1 工艺流程图（在说明书上画草图） 2 精馏塔装配图

目录 摘要 (1) Abstract .......................... 错误!未定义书签。第一章文献综述. (1) 第二章设计方案的确定 (3) 2.1 操作条件的确定 (3) 2.2 确定设计方案的原则 (4) 第三章塔体计算 (6) 3.1 设计方案的确定 (6) 3.2 精馏塔的物料衡算 (6) 第四章塔板计算 (8) 4.1 塔板数的确定 (8) 4.2 精馏段的计算 (12) 4.3提留段的计算 (28) 第五章塔附件设计 (44) 5.1附件的计算 (44) 5.2 附属设备设计 (48) 设计小结 (51) 附录 (52)

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

粗苯工艺流程

1.装置概况及工艺过程 1.1装置概况 粗苯加氢装置由制氢、加氢精制、萃取蒸馏、酸性水处理、酸性气处理、公用工程系统等单元组成。年处理焦化粗苯原料10万吨。其主要工艺过程是将粗苯原料经过脱重组分塔脱除C9以上重组分后经两级加氢处理（预加氢和加氢净化）。原料通过预反应器催化剂床层逆流向上，使双烯烃、苯乙烯、二硫化碳进行加氢脱除和双烯饱和，再通过主反应器催化剂床层进行加氢处理，使烯烃发生饱和反应生成饱和烃。硫、氧、氮等化合物被加氢转化烃类、硫化氢、水及铵盐被脱除，芳烃转化被抑制。处理后的物料经稳定塔除去溶解于物料中的硫化氢后进入萃取蒸馏系统。在环丁砜的作用下将芳烃和非芳烃分离。分离出的混合芳烃经苯塔、甲苯塔、二甲苯塔精馏分离，生产纯度极高的苯、甲苯、混合二甲苯产品及少量的C8—、C8+溶剂油。生产过程中产生的酸性水经酸性水汽提处理后送至污水处理厂，酸性气经酸性气处理装置脱除硫化氢制取硫磺。 1.2工艺流程简述 1.2.1加氢工艺流程 自罐区泵送来的焦化粗苯原料经过滤器FT-1101/A、B，再经主反应产物/脱重组分塔进料换热器E-1101（管程）换热后入脱重组分塔C-1101，在塔内进行轻、重组分分离，塔顶汽相经脱重组分塔顶冷却器E-1102（壳程）冷凝冷却后进入塔顶回流罐V-1101，不凝气经真空机组排放至火炬燃烧。液体经脱重塔回流泵P-1101/A、B加压后部分回流，部分送入加氢进料缓冲罐V-1102。塔底重苯经塔底泵P-1103/A、B 加压后送入脱重组份塔底冷凝器E-1104（管程）冷却后送往罐区。脱重塔底设两台再沸器E-1103/A、B和两台塔底循环泵P-1102/A、B 强制循环。再沸器热源采用导热油。为防止物料聚合结焦在脱重塔进料线注入阻聚剂。 加氢进料缓冲罐V-1102的轻苯经反应进料泵P-1104/A、B 加压后入轻苯预热器E-1105（管程）预热后与K-1101/A、B送来的循环氢气混合后依次进入轻苯蒸发器E-1106/A、B、C（管程），在轻苯蒸发器内被加热蒸发的轻苯和

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)

年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续精馏塔的设计

BeiJing JiaoTong University HaiBin College 化工原理课程设计 说明书 题目：年处理量18万吨苯—甲苯混合液的连续 精馏塔的设计 院（系、部）：化学工程系 姓名： 班级： 学号： 指导教师签名： 2015 年4 月12 日

摘要 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔

ABSTRACT Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map. Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve tower

氯苯的工艺流程

5.工艺路线叙述 从上述生产机理知工艺路线：苯与氯气在FeCl3催化下连续氯化得氯化液,再经水洗、中和、，粗馏、精馏除去过量苯和多氯苯而得到成品氯化苯.反应放出的氯化氢用水吸收制成盐酸;多氯苯回收为邻，对位二氯苯。 具体工艺流程为： A：原料的干燥 氯气由氯干燥系统（或液氯液化后的废气）送来，经氯气缓冲器,并跨过一定的高度经阀门控制从下部进入氯化反应器。氯气缓冲器的作用有①缓冲作用,可减少氯压的波动，保证氯气平稳进塔；②分离作用，氯气进入系统常带有一定杂质，缓冲器内设挡板，可使氯气系统中的分散的细微颗粒受撞击而被捕集下来,达到净化氯气消除杂质的作用，确保氯气质量和管道畅通. 纯苯首先进入原苯计量槽，经苯干燥器脱去其中水分进入干苯贮槽，由干苯泵打入干苯高位槽，利用位差，经转子流量计控制从下部进入氯化反应器。 苯的干燥曾使用过两种方法：①共沸蒸馏法；②食盐﹑氯化钙，固碱干燥法，共沸蒸馏法,即利用苯中少量水可在沸腾同时汽化蒸出釜内存留物中含苯较低的原理进行脱水干燥的。此法可加苯后进行间断蒸馏,也可中部进料连续蒸馏,预馏出的苯水混合物经过冷凝后进入苯水分离器沉降分离，苯返回原苯贮槽，干苯含水可达0。02％以下，此法所得干苯质量好，其特点是耗蒸汽，需一套设备，操作麻烦，而且回收苯不能进行干燥。因此现同行均采用食盐,氯化钙，固碱干燥法,利用某些无机盐及金属氧化物有从苯中回收水分的能力,它是根据干燥剂只溶于水不溶于苯的性质,将需要干燥的苯按序从充满干燥剂的容器中通过，苯的含水被干燥剂表面吸附，干燥剂溶解后聚积成盐水颗粒，盐水颗粒比重远大于苯,沉降至容器底部被间断排放,使经干燥后的苯中含水显著降低. B:苯的氯化 苯的氯化为高温沸腾连续氯化，自苯高位槽下来的干苯,经苯转子流量计进入氯化器之底部；通过缓冲器的氯气，经π型管进入氯化器底部与苯并流而上,通过铁环层，进行氯化反应。氯化器内苯和氯气有三氯化铁催化剂（苯中的三氯化铁浓度达到0。01%，就可达到氯化反应的需要）的催化作用发生取代反应生成氯化液含苯,氯苯,氯化氢和少量的多氯苯，保持苯过量以使氯化反应完全并抑制多氯苯的生成。氯化器为钢制，内衬瓷砖，装带铁环作触媒（约7m），氯化为放热反应，氯化器自下而上，温度逐渐升高，液相温度控制在70~ 85oC 之间,反应温度的调节，借助于干苯流量的调节而实现，热量由蒸发出苯的汽化潜热带出，从而实现温度的控制,生成物氯化液由氯化器上部侧面溢流出来，进入液封（此液封高度约5m）。其目的是阻止盐酸气体随氯化液带出，一般情况下，氯化液的密度控制在0.03~0.95/15oC范围内,重量组成约含氯化苯25~35％，每班并定期从氯化器底部放酸水至缓冲器.生成的氯化氢气体连同蒸汽从氯化器顶部的升气管引出，经过一段，二段，三段石墨冷凝器，冷凝下来的苯经酸苯分离器返回氯化器重新反应,为使苯完全脱除，进一步使用深冷降膜吸收脱去气相中的苯，最后尾气中氯化氢气体经水吸收转化为盐酸，其余气体经水流喷射泵抽吸放空. C：尾气的吸收

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

苯-甲苯体系板式精馏塔设计

化工原理课程设计 设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计 化工原理课程设计任务书 ?设计任务 分离含苯35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。（以上均为质量分率） 物料处理量：20000吨/年。（按300天/年计） 物料温度为常温（可按20℃计）。 ?设计内容 设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含： 方案选择和流程设计； 工艺计算（物料、热量衡算，操作方式和条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）； 主体设备设计，塔板选型和布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型； 绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图； （设计图纸可手工绘制或CAD绘图） ?计算机辅助计算要求 物性计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；

②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。 气液相平衡计算 ①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序； ②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。 精馏塔计算 ①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序； ②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。 采用上述程序对设计题目进行计算 ?报告要求 设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据和计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。说明书前后应有目录、符号表；说明书可作封面设计，版本一律为十六开(或 A4幅面)。 摘要 化工生产和现在生活密切相关，人类的生活离不开各色各样的化工产品。设计化工单元操作，一方面综合了化学，物理，化工原理等相关理论知识，根据课程任务设计优化流程和工艺，另一方面也要结合计算机等辅助设备和机械制图等软件对数据和图形进行处理。 本次设计旨在分离苯和甲苯混合物，苯和甲苯化学性质相同，可按理想物系处理。通过所学的化工原理理论知识，根据物系物理化学特性及热力学参数，对精馏装置进行选型和优化，对于设备的直径，高度，操作条件（温度、压力、流量、组成等）对其生产效果，如产量、质量、消耗、操作费用

苯-甲苯板式精馏塔的课程设计

目录 板式精馏塔设计任务书 (3) 设计题目： (3) 二、设计任务及操作条件 (3) 三、设计内容： (3) 一．概述 (5) 1.1 精馏塔简介 (5) 1.2 苯-甲苯混合物简介 (5) 1.3 设计依据 (5) 1.4 技术来源 (6) 1.5 设计任务和要求 (6) 二．设计方案选择 (6) 2.1 塔形的选择 (6) 2.2 操作条件的选择 (6) 2．2.1 操作压力 (6) 2.2.2 进料状态 (6) 2.2.3 加热方式的选择 (7) 三．计算过程 (7) 3.1 相关工艺的计算 (7) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7) 3.1.2 物料衡算 (8) 3.1.3 最小回流比及操作回流比的确定 (8) 3.1.4精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (9) 3.1.5逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.6 全塔效率的估算 (11) 3.1.7 实际板数的求取 (13) 3.2 精馏塔的主题尺寸的计算 (13) 3.2.1 精馏塔的物性计算 (13) 3.2.2 塔径的计算 (15) 3.2.3 精馏塔高度的计算 (17) 3.3 塔板结构尺寸的计算 (18) 3.3.1 溢流装置计算 (18) 3.3.2塔板布置 (19) 3.4 筛板的流体力学验算 (21) 3.4.1 塔板压降 (21)

3.4.2液面落差 (22) 3.4.3液沫夹带 (22) 3.4.4漏液 (22) 3.4.5 液泛 (23) 3.5 塔板负荷性能图 (23) 3.5.1漏夜线 (23) 3.5.2 液泛夹带线 (24) 3.5.3 液相负荷下限线 (25) 3.5.4 液相负荷上限线 (25) 3.5.5 液泛线 (26) 3.6 各接管尺寸的确定 (29) 3.6.1 进料管 (29) 3.6.2 釜残液出料管 (29) 3.6.3 回流液管 (30) 3.6.4塔顶上升蒸汽管 (30) 四．符号说明 (30) 五．总结和设计评述 (31)

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)

粗苯加工工艺流程图

第一节粗苯精制苯基本原理 精苯车间加工的原料是外购粗苯和轻苯。其主要组分是苯及同系物、苯、甲苯、二甲苯等占80％—95％，此外还有脂肪烃、环烷烃、不饱合化合物以及少量硫化物、吡啶碱类、酸类如洗油的低沸点馏份。 粗苯的各种主要组份皆在180℃前馏出。 由于粗苯、轻苯是一种比较复杂的混合物，故其本身用途不大、但经加工以后所得的多和纯产品的却是重要的化工原料，具有很高的经济价值。粗苯精制的目的在于获得尽可能多的苯族纯产品，同时对其它组份尽可能加以综合得用。 （一）硫酸洗涤净化法基本原理 粗苯中含有5—12％的不饱合化合物及其它杂质，并主要分布在14℃以后和79℃以前馏出物中。 粗苯经两苯塔是除去140℃以后重苯中的不饱合化合物，以获得轻苯和重苯两种产品。 轻苯初馏的目的是切除79℃以前不饱合化合物及二硫化碳。所得混合馏份还含有与苯族产品沸点相接近不饱合化合物及硫化物杂质，可以采用化学方法加以净化。 1、经常使用的是硫酸洗涤净化法，其主要化学方法如下： (1)不饱合化合物的聚合反应 不饱合化合物在硫酸作用下很容易发生聚合反应，低沸点化合物易生成粘度大，不溶于混合份及硫酸的极深度的聚合物。引起化合物的夹带损失。所以必须先经过初馏除去低沸点不饱合化合物。高沸点不饱合化合物聚合程度较差，一般只生成可溶混合份的二聚物，三聚物。 (2)加成反应 硫酸各不饱合化合物还能生成酸式脂和中式脂，前者溶于硫酸中，后者溶于混合份中。低沸点不饱合化合物与硫酸生成中性脂，在吹苯中，中性脂加热分解，放出腐蚀设备的酸性物质，故初馏时尽可能地把低沸点物质清除。 （3）清除噻吩反应 噻吩在浓硫酸的催化作用下能和高沸点不饱合化合物共聚生成溶于混合物的共聚物，反应迅速完全，噻吩还能直接溶于硫酸中，但溶解速度很慢。 （4）苯族烃和不和化合物共聚反应 苯族烃在浓酸的催化作用下和不饱合化合物发生共聚反应生成能溶解于混合物的共聚物。（5）苯族烃的磺化反应 苯族烃与浓硫酸作用能发生磺化反应而造成苯族烃的损失。 2、影响硫酸洗涤的方要因素 （1）反应温度 最适宜的反应温度为35—45℃，温度过低反应缓慢而达不到净化要求，温度过高苯族烃磺化反应以及不饱合化合物的共聚反应加剧，因而使苯族烃损失增加。 （2）硫酸浓度 硫酸浓度过低达不到净化要求，浓度过高磺化反应加剧，苯族烃损失增加，因此先择较适宜的硫酸浓度为93—95％。 （3）硫酸和混合份的比例 在保证洗涤质量要求的前提下，酸油比例愈小愈好。不仅降低酸耗，而且可以减轻苯族烃的磺化反应。 （4）反应时间 酸洗净化反应所需时间与反应温度、硫酸浓度、酸油化、搅拌合程度等因素有关。一般反应时间为十分左右，时间过短，反应效果差，势必增加酸耗，时间过长，磺化反应加剧，苯族烃损失增加，所以反应器必须立即加水，使浓硫酸反应终止。

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)

苯甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计

化工原理课程设计 院系：化学化工学院 专业：化学工程与工艺 班级： 11级化工2班 姓名：李钊 学号：2011321216 指导教师：武芸 2013年12月15日——2014年01月3日

课程设计任务书 一、设计题目 苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计 二、设计任务 1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物； 2.原料组成：含苯42%（质量百分比）； 3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于97%，塔釜中苯含量小于1.0%； 4.生产能力：年产量5万吨/年； 5.设备形式：浮阀塔； 6.生产时间：300天/年，每天24h运行； 7.进料状况：泡点进料； 8.操作压力：常压； 9.加热蒸汽压力：270kPa 10.冷却水温度：进口20℃，出口45℃； 三、设计内容 1.设计方案的选定及流程说明 2.精馏塔的物料衡算 3.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） 4.塔板数的确定 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 9.换热器设计 10.馏塔接管尺寸计算 11.绘制生产工艺流程图（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，A1图纸） 13.撰写课程设计说明书一份 四、设计要求 1.工艺设计说明书一份 2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AutoCAD绘制） 五、设计完成时间 2013年12月16日～2014年01月01日

目录 概述 (6) 第一章塔板的工艺设计 (7) 第一节精馏塔全塔物料衡算 (7) 第二节基本数据 (8) 第三节实际塔板数计算 (15) 第四节塔径的初步计算 (16) 第五节溢流装置 (17) 第六节塔板布置及浮阀数目与排列 (19) 第二章塔板的流体力学计算 (21) 第一节气体通过浮阀塔的压降 (21) 第二节液泛 (21) 第三节雾沫夹带 (22) 第四节塔的负荷性能图 (23) 第三章塔附件设计 (28) 第一节接管 (28) 第二节筒体与封头 (30) 第三节塔的总体高度 (31) 第四章附属设备设计 (33) 第一节原料预热器 (33) 第二节塔顶冷凝器 (34)

苯与甲苯精馏塔课程设计

《化工原理课程设计》报告 年处理5.4万吨苯-甲苯精馏装置设计 学院：化学化工学院 班级：应用化学101班 姓名：董煌杰 学号：10114308（14） 指导教师：陈建辉 完成日期：2013年1月17日

序言 化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必 修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识解决工程问题和独立工作能力的重要作用。 综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录 一、化工原理课程设计任书 (1) 二、设计计算 (3) 1）设计方案的选定及基础数据的搜集 (3) 2) 精馏塔的物料衡算 (7) 3) 塔板数的确定 (9) 4) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 5) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (21) 6) 塔板主要工艺尺寸的计算 (23) 7) 塔板负荷性能图 (27) 三、个人总结 (36) 四、参考书目 (37)