苯-甲苯浮阀连续精馏塔课程设计song

安徽理工大学化工原理课程设计

摘要

本次化工原理课程设计，设计出了苯—甲苯得分离设备—连续浮阀式精馏塔。进料摩尔分数为0.59，使塔顶产品苯的摩尔含量达到0.99，塔底釜液摩尔分数为0.01。

综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对苯—甲苯溶液进行分离提纯。按照逐板法计算理论塔板数为20块，其中精馏段塔板数为9块，提馏段塔板数为11块。根据经验是算得全塔效率为0.539，塔顶使用全凝器，泡点回流。精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为21块，实际加料板位置在第18块板。由精馏段的工艺计算得到塔经0.3m，塔总高21.3m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操做性能，精馏段操作弹性为1.08。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管，预热器采用管壳式换热器。用100℃饱和水蒸气加热，饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。

关键词：苯—甲苯浮阀精馏逐板计算负荷

第 1 章 绪论

1.1 设计流程

本设计任务为分离苯——甲苯混合物。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器冷却后送至储罐。该物系属易分物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

设计流程框图如下：

任务书上规定的生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵加入精馏塔；塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液；精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出到产品罐。简易流程如下，具体流程见附图。

1-原料罐，2-进料罐，3-苯、甲苯精馏塔，4-塔顶全凝器，5-再沸器 1.2 设计思路

本次课程设计的任务是设计苯—甲苯精馏塔，塔型为浮阀式板塔，进料为两组份进料，且苯与甲苯的挥发度有明显差别，可用一个塔进行精馏分离。

要分离的组分在常压下均是液体，因此操作在常压下即可进行，进料为泡点进料，需预热器。同时在塔顶设置冷凝器，在塔底设置再沸器，由于塔顶不许汽相出料，故采用全凝，又因所设计的塔较高，应用泵强制回流。

热量衡算

塔的附属设备及主要附件的选型

绘制工艺流程图和工艺条件图 精馏塔的工艺设计 精馏塔主要工艺尺寸的设

计

F

D

W

1

2

3

4

5

1.2.1加料方式

本设计的加料方式为泡点进料。

1.2.2加热方式

本设计的加热方式为塔底间接加热。

1.2.3回流比的选择

选择操作回流比为最小回流比的1.2倍。1.2.4塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

冷凝方式为全凝,冷却介质为冷水。

1.2.5设计流程图

第 2 章 精馏塔的工艺设计

2.1 产品浓度的计算

M 苯=78.11 ， M 甲苯=92.14 摩尔分数

X F =

590.014

.92/45.011.78/55.011

.78/55.0=+ X D =

992.014

.92/01.011.78/99.011

.78/99.0=+ X W =

012.014.92/99.011.78/01.011

.78/01.0=+ 摩尔质量

M F =X F M 苯+（1-X F ）M 甲苯=0.5986.8314.92)59.01(11.78=?-+?kg/kmol kmol kg M X M X M D D D /22.7814.92992.0111.78992.01=?-+?=-+=）（）（甲苯苯

kmol kg M X M X M W W W /16.9114.92012.0111.78012.01=?-+?=-+=）（）（甲苯苯 2.2 平均相对

挥发度的计算 温度计算

表2.1苯—甲苯的气液平衡与温度的关系表[1]

温度 /0C

苯/%(mol 分率) 温度

/0C 苯/%(mol 分率) 温度

/0C

苯/%(mol 分率) 液相 气相

液相 气相 液相 气相 110.6 0 0 95.2 39.7 61.8 84.4 80.3 91.4 106.1 8.8 21.2 92.1 48.9 71.0 82.3 90.3 95.7 102.2 20.0 37.0 89.4 59.2 78.9 81.2 95.0 97.9 98.6 30.0 50.0 86.8

70.0

85.3

80.2

100.0

100.0

用内插法求得F t 、D t 、W t

F t :

C t t F F ?=?--=--70.887.39592

.959.487.391.922.95

D t :

C t t

D D ?=?--=--36.800.1002.992

.800.950.1002.812.80 W t :

C t t W W ?=?--=--99.1090

2.16

.1102.2101.10066.110 故由上塔顶温度C t D ?=16.81

气相组成 %66.990

.1001002

.8036.800.1009.972.802.81:=?--=--D D D y y y

进料温度C t F ?=70.88

气相组成 %09.811008.6170

.882.950.708.611.922.95:

=?--=--F F

F y y y 塔底温度C t W ?=99.109

气相组成 %87.2100099

.1096.1102.2101.1066.110:

=?--=--W W

W y y y

由上温度和气相组成来计算相对挥发度

9799.2)

59.01/()8109.01(59

.0/8109.08109.0,59.0=--=??==F F F y X

3639.2)

992.01/()9966.01(992

.0/9966.09966.0,992.0=--=??==D D D y X

4328.2)012.01/()0287.01(012

.0/0287.00287.0,012.0=--=??==W W W y X

则精馏段平均相对挥发度6719.221=?+?=?D

F

提馏段平均相对挥发度3984.22

2=?+?=?W

D

2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 2.2.1 最小回流比的计算

由Antonie 方程 ，C

T B

A p +-=?ln ?p ——温度T 时的饱和蒸汽压

T ——温度,O C

A,B,C ——Antonie 常数

表2.2 常数下Antonie

t F [1] A

B

C

苯

6.3035 1211.033 220.79 甲苯

6.07954 1344.8

219.482

则 ： 12.279.22070.88033

.1211-03055.6lg =+=?）

（苯p kPa p 83.131=?苯

72.1482.21970.888

.134407954.6lg =+-

=?）

（甲苯p kPa p 481.52=?甲苯

故 51.2481

.5283

.131==??=

?甲苯苯p p 最小回流比即为08.1]1)1([11min ==--?-?-?=

F D F D X X X X R

2.2.2 适宜回流比的确定

设计中令回流比30.108.12.12.1min =?==R R

2.3 物料衡算

F : 进料量（Kmol/s ） F X =0.590 原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（Kmol/s ） D X =0.992 塔顶组成 W ：塔底残夜流量（Kmol/s ） W X =0.012塔底组成 进料量 ：

s kmol F /1046.103600

800014

.92/)55.01(11.78/55.0[1025000/340033-?=?-+??==年吨

物料衡算式为 ： s

Kmol W s Kmol D W D W D WX DX FX W D F W D F /1029.4,/10168.6012.0992.059.01046.101046.10333

3

----?=?=???

?

???????+=??+=????????+=+=

因R=1.30

s Kmol D R L /10018.810168.630.133--?=??=?=

s Kmol F q L L /1048.181046.1010018.8333---?=?+?=?+=' s Kmol D R V V /1019.1410168.6)130.1()1(33--?=??+=+='=

表2.3物料衡算结果表1

物料 流量（kmol/s ）

组成

进料F 31046.10-? 苯 0.59 甲苯 0.41 塔顶产品D 310168.6-? 苯 0.992 甲苯 0.008 塔底残夜W

31029.4-?

苯 0.012 甲苯 0.988

表2.4 物料衡算结果表2

物料

物流（kmol/s ） 精馏段上升蒸汽量V 14.19310-? 提馏段上升蒸汽量V ' 14.19310-? 精馏段下降液体量L 8.018310-? 提馏段下降液体量L '

18.48310-?

2.4 精馏段和提馏段操作线方程

精馏段操作线方程 ：

431.056.010168.61019.14992.01019.1410018.833

33+=????+??=+=----x y x X V D x V L y D （1） 提馏段操作线方程 ：

004.03.1012.01019.141029.41019.141048.183

3

33-'='????+??='+'''='----x y x X V W x V L y W （2） 2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程）

因46.2=?，得出相平衡方程x

x

x x y 51.1151.2)1(1+=-?+?=

或y y x 51.151.2-=（3）

又因为塔顶有全凝器，所以992.01==D X y 代入相平衡方程得900.01=x 代入（1）式得980.02=y 再代入（3）式得951.02=x 反复计算得 59

.0701.0,855.0701

.0,855.0651.0,824.0701.0,855.0758.0,887.0815.0,917.0808.0,943.0914

.0,964.0101099887766554433=<================F X x y x y x y x y x y x y x y x y

将8x 代入（2）式得742.011=y 代入（3）得534.011=x 反复计算得

012.0006.0,015.0014

.0,035.0030.0,073.0059.0,135.0107.0,231.0181.0,357.0278.0,491.0381.0,607.0470.0,690.0202019191818171716161515141413131212=<==================W X x y x y x y x y x y x y x y x y x y

总理论板数为20块（包括再沸器），第10块板加料，精馏段需9块板，提馏段需11块。

2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置

板效率用奥康奈尔公式 245.0)(49.0-?=L T E μ 计算

塔顶与塔釜平均温度为C t t t W D m

?=+=+=175.952

99.10936.802)( t=95.575C ?时，由《化学化工物性数据手册》查得s mPa s mPa B A ?=?=282.0,255.0μμ 则

s

mPa X X LD D D LD ?=?

-=-+=-+=255.0593.0282.0lg )992.01(255.0lg 992.0282.0lg )1(255.0lg lg μμs

mPa X X LW W W LW ?=?=-+=-+=282.055.0279.0lg )012.01(252.0lg 012.0282.0lg )1(255.0lg lg μμs

m Pa LW LD L ?=+=+=269.02

282.0255.02

)(μμμ

故539.0)269.046.2(49.0245.0=?=-T E 即全塔效率539.0=T E

则精馏段实际板数块精17539..0/9==N

提馏段实际板数块提21539.0/)111(=-=N

故实际板数为块提精实382117=+=+=N N N ，实际加料位置为第18块塔板。

第 3 章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

3.1 物性数据计算

3.1.1 操作压强的计算

塔顶操作压力KPa kPa atm P D 325.10540.1=+= 取每层塔板压降为KPa P 5.0=?

进料板压力KPa P F 825.113215.0325.105=?+= 塔底压力KPa P W 325.124215.0825.113=?+= 精馏段平均压力KPa P 575.1092/)825.113325.105

(1=+= 提馏段平均压力KPa P 075.1192/)325.124825.113(2=+= 3.1.2 操作温度的计算

因C t C t C t W F D ?=?=?=99.109,70.88,36.80 则精馏段平均温度C t ?=+=53.842/)70.8836.80(1 提馏段平均温度C t ?=+=35.992/)99.10970.88(2 3.1.3 平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

992.01==D X y 由相平衡方程得980.01=X ，则

kmol kg M kmol

kg M LD VD /39.7814.92)980.01(11.78980.0/22.7814.92)992.01(11.78992.0=?-+?==?-+?=

进料板平均摩尔质量计算

kmol kg M kmol

kg M LF VF /09.8414.92)574.01(11.78574.0/31.8114.92)772.01(11.78772.0=?-+?==?-+?=

塔底平均摩尔质量计算

kmol kg M kmol

kg M LW VW /74.9114.92)0287.01(11.780287.0/97.9114.92)012.01(11.78012.0=?-+?==?-+?=

精馏段平均摩尔质量计算

kmol kg M kmol

kg M L V /24.812/)09.8439.78(/77.792/)31.8122.78(=+==+=

提馏段平均摩尔质量计算

kmol kg M kmol

kg M L V /03.882/)97.9109.84(/64.862/)97.9131.81(=+='

=+='

3.1.4 液体平均粘度的计算

液体平均粘度依i i i x μμlg lg ∑=计算

C t

D ?=36.80时，查《化学化工物性数据手册》得 s mPa s

mPa s mPa LD LD LB LA ?=?-=-+=?=?=309.051.0311.0lg )992.01(308.0lg 992.0lg 311.0,308.0μμμμ

进料板液体平均粘度的计算

C t F ?=70.88时，查《化学化工物性数据手册》得

s mPa s

mPa s mPa LF LF LB LA ?=?-=-+=?=?=288.054.0297.0lg )570.01(282.0lg 574.0lg 297.0,282.0μμμμ

塔底液体粘度计算

C t W ?=99.109时，查《化学化工物性数据手册》得 s mPa s

mPa s mPa LW LW LB LA ?=?-=-+=?=?=246.06095.0246.0lg )012.01(235.0lg 012.0lg 246.0,235.0μμμμ

精馏段液相平均粘度为：s mPa L ?=+=299.02/)288.0309.0(1μ 提馏段液相平均粘度为：s mPa L ?=+=267.02/)246.0288.0(2μ 3.1.5 平均密度的计算

（1）气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即

精馏段311/94.2)

15.27353.84(314.877.79575.109m kg RT M P V

V

=+??==ρ 提馏段322/33.3)15.27335.99(314.864.86075.119m kg RT M P V

V

=+??='

='ρ （2）液相平均密度的计算

液相平均密度依

∑?=i i LM

ρρ1

又)(1

为质量分数a a a LB

B LA A LM ρρρ+=

C t

D ?=36.80时，查《化学化工物性数据手册》得 3

3

3/49.81472

.809992

.0153.814992.01

/72.809,/53.814m kg m kg m kg LD LD LB LA =?-+=

==ρρρρ

进料板，由加料板液相组成，574.0=A x

则533.014

.92)574.01(11.78574.011

.78574.0=?-+??=

A a C t F ?=70.88时，查《化学化工物性数据手册》得 3

3

3/57.80437

.803533

.0163.805533.01

/37.803,/63.805m kg m kg m kg LF LF LB LA =?-+=

==ρρρρ

C t W ?=99.109时，查《化学化工物性数据手册》得

3

3

3/25.78131

.780012

.0171.780012.01

/31.780,/71.780m kg m kg m kg LW LW

LB LA =?-+=

==ρρρρ

故精馏段平均液相密度为3/53.8092/57.80449.814m kg =+=）（精ρ 提馏段平均液相密度为3/91.7922/25.78157.804m kg =+=）（提ρ 3.1.6 液相平均表面张力的计算 有公式∑?=i i LM σσ计算

塔顶液相平均表面张力计算

C t

D ?=36.80时，查《化学化工物性数据手册》得 m

mN m

mN m mN LD B A /22.2163.21)992.01(22.21992.0/63.21,/22.21=?-+?===σσσ

进料板液相平均表面张力计算

C t F ?=70.88时，查《化学化工物性数据手册》得 m

mN m

mN m mN LF B A /16.2021.20)574.01(13.20574.0/21.20,/13.20=?-+?===σσσ

塔底液相平均表面张力

C t W ?=99.109时，查《化学化工物性数据手册》得

m

mN m

mN m mN LW B A /41.1842.18)012.01(67.17012.0/42.18,/67.17=?-+?===σσσ

精馏段平均表面张力为m mN L /69.202/)16.12022.21(=+=σ

提馏段平均表面张力为m mN L /29.192/)41.1816.20(=+='

σ

3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算

3.2.1 塔径的计算

气液相体积流量为

精馏段：s

m LM L s

m M M V VM V L

L

S V VF VD V V S /108018.0/385.094

.22/)31.8122.78(1019.14)(3333--?====+?=+==ρρρ

提馏段：

s

m M L L s

m M V V L

L S V

V S /1005.291.79203

.881048.18/369.033.3860641019.14333

33---?=??=''

'='

=??=''

'='

ρρ

则，精馏段由V

V

L C

u ρρρ-=max ,C 可由： m

h H V L C C L T V

L S S L

06.0,45.0,034.0)94

.253.809(385.0108018.0)()20(2

/13

2/12.020===??=

?=-板上液层高度取板间距图的横坐标为：由史密斯关联图查得，求得，ρρ

σ

则 m h H L T 39.006.045.0-=-=

,

图3-1.史密斯关联图[1]

查史密斯关联图得085.020=C ,085.0)20

69.20(

084.0)20

(

2

.02.020=?==L

C C σ s m C C

u V V L /41.194

.294

.253.809max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.7，则空塔气速为

m

V D s

m u u S 705.0987

.014.3385

.04u 4/987.041.17.07.0max =??===?==π塔径

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为222785.0)0.1(4

14

.34m D A T =?=

=π 实际空塔气速为s m u /49.0785

.0385

.01==

同理提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 11.0)(2

/1=''?''V

L S S V L ρρ 取板间距,m 45.0='T H 板上液层高度m h L 06.0='

,则

m h H L T 39.0='

-'，查史密斯关联图得080.020='C

s

m C u C C V

V L L /22.133.333.391.792079.0079

.0)20

12.19(080.0)20(max 2

.02.020=-=''

-''='

=?='='ρ

ρρσ 取安全系数为0.7，则 m

u V D s

m u u S 742.0854

.014.3369

.044/854.022.17.07.0max =??=''

='=?='

='π塔径 按标准塔径圆整后m D 0.1='

塔截面积为222785.0)0.1(4

14.34m D A T =?=

'='π 实际空塔气速为：s m A V u T

S

/47.0785

.0369

.02==

'

'=

3.2.2 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为m H N Z T 2.745.01171=?-=-=）（）（精精

提馏段有效高度为m H N Z T 0.945.01211=?-='

-=

）（）（提提 故精馏塔的有效高度为:m Z Z Z 2.160.92.7=+=+=提精 3.3 塔板主要工艺尺寸的计算

3.3.1 溢流装置计算

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W l

取)8.0,(,8.018.08.0m l l D D m D l W W W =='

'==?==故 (2)溢流堰高度W h

精馏段：由OW L W h h h -=,选用平直堰，堰上液层高度3

/2)(100084.2W

h OW l L E h =

近似取E=1，则m h OW 33

/2310126.9)8

.036001028.1(1100084.2--?=????=

取板上层清液高度m h L 06.0=,则： m h h h O W L W 051.000913.006.0=-=-= 提馏段：m h OW 017.0)8

.0360010278.3(1100084.23

/23=????=

'

- 取m h h h m h OW L W L 043.0017.006.0,06.0=-='

-'='='

(3)弓形降液管高度d W 和截面积f A 精馏段：由8.01/8.0/==D l W ，

图3-2.弓形降液管的宽度和面积

[5]

查弓形降液管的参数图得： m

D W m A A D

W A A d T f d T f 2.012.02.0118.0785.015.015.02.0,15.02=?===?=?==

验算液体在降液管中停留时间，即：

s s L H A h T f 549.4110

28.145.0118.03

>=??==-θ故降液管设计合理 提馏段：因m W W m A A m D D d d f f 2.0,118.0,0.12=='

=='=='故 则s s 520.1610278.345

.0118.03

>=??=

'-θ，故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度0h

取降液管底隙的流速s m u u /18.000='

=，则

精馏段：009126

.00421.00089.0051.0109.818

.08.01028.1033

00>=-=-?=??==--h h m

u l L h W W h

提馏段：017

.0028.002276.0043.0014

.018.08.010278.3030

0>=-='

-'=??='''='-h h u l L h W W h 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度mm h W 40='

3.3.2 塔板布置

本设计塔径m D D 0.1='=

取阀孔动能因子12='=F F ,则

精馏段孔速s m F u V /60.794

.212

00==

=ρ 取型浮阀采用F mm d d ,3900='

=每层塔板上浮阀数目为：

个436.7)039.0(4

14.3385.042020=??==u d V N S π

取边缘区宽度m W C 05.0=,破沫区宽度m W S 06.0= 计算塔板上的鼓泡区面积，即：

2

22

222

2205.045

.024.0arcsin 18045.014.325.045.024.0(224

.0)06.02.0(2

0.1)(245.005.020

.12)

arcsin 180(2m A W W D x m

W D R r r x r x r x A a S d C a =?+-==+-=+-==-=-==+-=则其中π

同理提馏段孔速s m F u V /74.617.31200=='

'=

'

ρ 每层塔板上的浮阀数目为：

个4758.6)039.0(4

14.3369

.042

00=??='''='u d V N S π

取边缘区宽度为m W C 05.0='，破沫区宽度m W S 06.0='

因x x r r D D ='=''=,,则故塔板上的鼓泡区面积2205.0m A A a a =='

取孔心距t=75mm ，采用正三角形叉排绘制排列图的浮阀数9='=N N 功能因数,则：

精馏段:86

.1294.25.7/5.743)039.0(4

14.3385

.040102001=?===??==V S u F s

m N d V u ρπ 塔板开孔率为：

%47.10%1005.7785.0011=?=u u 提馏段:0.1233.357.6/57.647)039.0(414.3369

.040202002=?='

='=??='''=V S u F s

m N d V u ρπ

塔板开孔率为：

%45.11%10057

.6752.0022=?=u u 3.4 塔板流体力学校核

3.4.1 干板阻力

气体通过塔板的压强降相当的液柱高度，依据σh h h h L C P ++=计算塔板压降

精馏段：s m u V

OC /8.594

.21

.731

.73825

.1825

.1===ρ 因01u u OC <，故：

m g u h L V C 0485.08

.9253.80900.794.234.5234.52

20=????==ρρ

提馏段：s m u V

OC /43.533

.31.731.73825.1825

.1=='='

ρ 因'

<'0u u OC ，故：

m g

u h L V C 0495.08.9291.79258.633.334.5234.520=???='''='

ρρ

3.4.2 塔板清液层阻力，克服表面张力f h

由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数5.000='

=εε，已知板上液层高

度m h h L L 06.0='

=，所以m h h h h L L l l 03.006.05.05.05.0=?='=='=

则，精馏段m h h h l C f 0785.003.00485.0=+=+=

换算成单板压强降KPa Pa g h P L f p 7.077.6228.953.8090785.0<=??==?ρ

提馏段m h h h l C f 0795

.003.00495.0=+='

+'=' 换算成单板压降KPa Pa g h P f f p 7.076.6178.991.7920795.0<=??='

'=?ρ

3.4.3 淹塔（液泛）

为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度)(W T d h H H +≤?，d L P d h h h H ++=

单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度： 精馏段：m h h f P 0785.0==

提馏段：m h h f P 0795

.0='

=' 液体通过降液管的压头损失： 精馏段：m h l L h W S d 32

320109.1)0089

.08.0108018.0(153.0)(153.0--?=??==

提馏段：m h l L h W S d 32320

1024.3)02276.08.01065.2(

153.0)(153.0--?=??='''='

板上液层高度：精馏段m h L 06.0=，则 m H d 1404.006.0109.10785.03=+?+=-

提馏段m h L 06.0='

，则：

m H d 1427.006.01024.30795.03=+?+='

-

取,5.0='=??已选定m h h m H H W W T T 043.0,051.0,45.0='

=='=

则，精馏段m h H W T 251.0)051.045.0(5.0)(=+?=+? )(W T d h H H +

提馏段m h H W T 247.0)043.045.0(5.0)(=+?='

+''? )('

+''<'W T d h H H ?,所以符合防止淹塔的要求。 3.4.4 物沫夹带

由公式：泛点率=

%10036.1?+-b

F L

S V

L V S

A KC Z L V ρρρ

板上液体流经长度：m W D Z Z d L L 6.02.0212=?-=-='

=

板上液流面积：2549.0118.02785.02m A A A A f T b b =?-=-='

=

图3-3 泛点负荷因数

[1]

则精馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图查得103.0=F C ，带入公式有：

泛点率%61.67%100549

.0103.016

.01028.136.194.253.80994

.2616

.03=??????+-=

-F 提馏段：取系数K=1.0，泛点负荷系数图查得101.0='

F C 泛点率

%96.73%100549

.0101.016

.010278.336.133.391.79233

.35903.03=??????+-='-F

物沫夹带是指下层塔板上产生雾滴被上升气流带到上层塔板上的现象，物沫夹带将导致塔板效率下降。为了避免物沫夹带过量，应使每千克上升气体中带到上层塔板的液体量控制在一定范围内，才能保证一定的生产能力和塔板效率。物沫夹带量V e 应满足小于0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。对于大塔径泛点需控制在80%以下，从以上计算的结果可知，其泛点率低于80%，所以物沫夹带满足要求。 3.5 塔板符合性能图 3.5.1 物沫夹带线

泛点率=%10036.1?+-b

F L

S V

L V S

A KC Z L V ρρρ据此可做出负荷性能图的物沫夹带线。

按泛点率80%计算：

精馏段549

.0103.016.036.194

.253.80994

.28.0????+-=S

S

L V

整理得： S S L V 6.13753.0-=即

由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取两个S S V L 值，可算出：

表3-1物沫夹带曲线表1

)/3

s m L S

（ 0 0.01 )/(3s m V S 0.068 0.012

提馏段549

.0103.016.036.133

.391.79233.38.0??'

??+-'

=S

S

L V

整理得：'

-='S S L V 6.12695.0即

在操作范围内取两个'

'S S V L 值，可算出:

表3-2物沫夹带曲线表2

)/3s m L S （' 0 0.01 )/(3s m V S '

0.753 0.617

3.5.2 液泛线

d L C d l P W T h h h h h h h h h H ++++=++=+σ?1)(由此确定液泛线，忽略式中σh

N

d V u L E h h l L g u h H S

S W W S L V W T 003

/2020204]

)24

.03600(100084.2)[1()(153.0234.5)(π

ερρ?=

+++?+?=+

精馏段

]

)24

.03600(100084.2056.0)[5.01()0055.024.0(153.09039.0785.08.908.805282.234.5253.03

/22

2

2222

S S S L L V +++??+???????=整理得

3/222314.074.106300205.0S S S L L V --= 提馏段

]

)24

.03600(100084.20528.0)[5.01()014

.024.0(153.09039.0785.08.987.788217.334.5251.03

/22

2

2222

S S S L L V +++?'

?+?????'

??= 整理

得3

/22

2

273.057.1429

018.0'-'-='S S S L L V 在操作范围内，任取若干个S L 值，算出相应的S V 值

表3-3液泛线

精馏段

提馏段

)/3

s m L S （

)/(3s m V S

)/3s m L S （'

)/(3s m V S '

0 0.143 0 0.134 0.0002 0.138 0.0002 0.130 0.0005 0.126 0.0005 0.126 0.0008 0.105 0.0008 0.121

3.5.3 液相负荷上限

液体的最大流量应保证激昂也管中停留时间不低于3-5s

液体降液管内停留时间3==S

T

f L H A θ-5s

以θ=5s 为液体在降液管中停留时间的下限,则

5

)(max T

f S H A L =

=

s m /00099.05

45

.0118.03=? 3.5.4 漏液线

对于1F 型重阀,依0F =5作为规定气体最小符合的标准，则02

04

Nu d V S π

=

精馏段s m N d V S /032.082.259039.0785.04

)(3202

0min =?

??==μπ

提馏段s m N d V S /030.017

.35

9039.0785.04

)(32020min =?

??='

''=

'

μπ

3.5.5 也想负荷下限线

取堰上液层高度OW

h =0.006m ，作为液相负荷下限条件，依2/3

min 3600()2.84()1000S W L E l =0.006，计

算出S L 的下限值以此作出液相负荷下限线，该线为与气体流量无关的竖直线：

取E=1.0,则

s m l L W S /1004.13600

24

.0)84.21000006.0(3600)184.21000006.0()(342/32/3min -?=??=??=

由以上1-5作出塔板负荷性能图

精馏段塔板负荷性能图

1

62

3

4

5

y = 409.48x

00.1

0.2

0.002

Ls/（m3/s）

V s /（m 3/s ）

1-物沫夹带线2-液泛线

3-液相负荷下限线4-液相负荷上限线5-漏液线

6-操作线

图3-4精馏段塔板负荷性能图

提留段塔板负荷性能图

1

2

3

4

5

6

y = 163.2x

0.1

0.2

0.3

0.0010.002

Ls'/(m3/s)

V s '/(m 3/s )

1-物沫夹带线2-液泛线3-液相负荷下限线

4-液相负荷上限线

5-漏液线

6-操作线

图3-5提留段塔板负荷性能图

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

课程设计----苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计.

设计任务书 设计题目： 苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计 设计条件： 常压： 1p atm = 处理量： 100Kmol h 进料组成： 0.45f x = 馏出液组成： 98.0=d x 釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器： 泡点回流 回流比： min (1.1 2.0)R R =- 加料状态： 0.96q = 单板压降： 0.7a kp ≤ 设 计 要 求 ： (1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。 (2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 (3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录 摘要 (1) 绪论 (2) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (4) 1.1基础物性数据 (4) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (4) 1.2.1已知条件 (4) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (5) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (6) 1.2.5操作线方程 (6) 1.2.6用逐板法算理论板数 (6) 1.2.7实际板数的求取 (7) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 1.3.1进料温度的计算 (8) 1.3.2操作压力的计算 (8) 1.3.3平均摩尔质量的计算 (8) 1.3.4平均密度计算 (9) 1.3.5液体平均表面张力计算 (10) 1.3.6液体平均粘度计算 (10) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (10) 1.4.1塔径的计算 (10) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (11) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (12) 1.5.1溢流装置计算 (12) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (13) 1.7塔板流体力学验算 (14) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (14) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (15) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (15) 1.8塔板负荷性能图 (16) 1.8.1雾沫夹带线 (16) 1.8.2液泛线 (17) 1.8.3 液相负荷上限线 (18) 1.8.4漏液线 (18) 1.8.5液相负荷下限线 (18) 1.9小结 (19) 第二章热量衡算 (20) 2.1相关介质的选择 (20) 2.1.1加热介质的选择 (20) 2.1.2冷凝剂 (20) 2.2热量衡算 (20) 第三章辅助设备 (23)

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

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

苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计

精馏塔设计 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 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甲苯，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= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲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

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-甲苯浮阀精馏塔共19页

3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲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，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证

本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是： 而浮阀塔的优点正是： 1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%～40%，与筛板塔接近。 2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。

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)

苯甲苯精馏塔课程设计说明书

西北师大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计

前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的意。 作者 2013年12月

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)

化工原理课程设计之苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计

化工原理课程设计 设计题目：苯-甲苯连续精馏塔浮阀塔的设计设计人： 班级： 学号： 指导老师： 设计时间：

目录 设计任务书 (3) 前言 (4) 第一章工艺流程设计 (5) 第二章塔设备的工艺计算 (6) 第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 (15) 第四章塔板的流体力学验算 (18) 第五章塔板负荷性能图 (21) 第六章换热器的设计计算与选型 (25) 第七章主要工艺管道的计算与选择 (28) 结束语 (30) 参考文献 (32) 附录 (33)

化工原理课程设计任务书 设计题目：苯—甲苯连续精馏塔（浮阀塔）的设计 一、工艺设计部分 （一）任务及操作条件 1. 基本条件：含苯25％(质量分数，下同)的原料液以泡点状态进入塔内，回流比为最小回流比的 1.25倍。 2. 分离要求：塔顶产品中苯含量不低于95％，塔底甲苯中苯含量不高于2％。 3. 生产能力：每小时处理9.4吨。 4. 操作条件：顶压强为4 KPa (表压)，单板压降≯0.7KPa，采用表压0.6 MPa的饱和蒸汽加热。（二）塔设备类型浮阀塔。 （三）厂址：湘潭地区（年平均气温为17.4℃） （四）设计内容 1. 设计方案的确定、流程选择及说明。 2. 塔及塔板的工艺计算塔高（含裙座）、塔径及塔板结构尺寸；塔板流体力学验算；塔板的负荷性能图；设计结果概要或设计一览表。 3. 辅助设备计算及选型（注意：结果要汇总）。 4. 自控系统设计（针对关键参数）。 5. 图纸：工艺管道及控制流程图；塔板布置图；精馏塔的工艺条件图。 6. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。 二、按要求编制相应的设计说明书 设计说明书的装订顺序及要求如下： 1. 封面（设计题目，设计人的姓名、班级及学号等） 2. 目录 3. 设计任务书 4. 前言（课程设计的目的及意义） 5. 工艺流程设计 6. 塔设备的工艺计算（计算完成后应该有计算结果汇总表） 7. 换热器的设计计算与选型（完成后应该有结果汇总表） 8. 主要工艺管道的计算与选择（完成后应该有结果汇总表） 8. 结束语（主要是对自己设计结果的简单评价） 9. 参考文献（按在设计说明书中出现的先后顺序编排，且序号在设计说明书引用时要求标注） 10. 设计图纸 三、主要参考资料 [1] 化工原理；[2] 化工设备机械基础；[3] 化工原理课程设计；[4] 化工工艺设计手册 四、指导教师安排杨明平；胡忠于；陈东初；黄念东 五、时间安排第17周～第18周

化工原理课程设计苯-甲苯板式精馏塔设计

化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级：11级化工本2 姓名：申涛 指导老师：代宏哲 2014年7月

目录 一序言 (3) 二板式精馏塔设计任务书 (4) 三设计计算 (5) 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 1.2 精馏塔的物料衡算 (8) 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18) 1.6 筛板的流体力学验算 (21) 1.7 塔板负荷性能图 (24) 四设计结果一览表 (30) 五板式塔得结构与附属设备 (31) 5.1附件的计算 (31) 5.1.1接管 (31) 5.1.2冷凝器 (33) 5.1.3 再沸器 (33) 5.2 板式塔结构 (34) 六参考书目 (36) 七设计心得体会 (36) 八附录......................................................................................... 错误!未定义书签。

一序言 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。

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。 |

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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)

苯-甲苯精馏塔设计

西北师范大学 化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺年级:2011 题目: 苯—甲苯精馏塔设计 学生姓名: 卢东升 学号: 201173020228 2014年1月3日

前言 课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学内容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。 此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备解决实际生产问题的能力。课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。 虽然为此付出了很多，但在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识，所以难免有不妥之处，望垂阅者提出意见，在此表示深切的谢意。 作者 2013年12月

苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

设计任务书 设计题目: 苯一甲苯连续精馆浮阀塔设计 设计条件： 常压：p = \atni 处理量：\OOKm叫h 进料组成：亏=0.45 憎出液组成：= 0.98 釜液组成：忑=0.02 (以上均为摩尔分率) 塔顶全凝器：泡点回流 回流比：R = (l」一 2.0)/?n,n 加料状态：§ = 0.96 单板压降：< 0.7 kp a 设计要求： (1)完成该精镭塔的工艺设计(包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计?算)。 (2)画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精憎塔工艺条件图。 (3)写出该精憾塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录 摘要 (1) 绪论 (2) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (4) 基础物性数据 (4) 1.2精憎塔全塔物料衡算 (4) 1.2.1已知条件 (4) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确泄 (5) 1.2.4求精餾塔的气液相负荷 (6) 1.2.5操作线方程 (6) 1.2.6用逐板法算理论板数 (6) 1.2.7实际板数的求取 (7) 1.3精憎塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 1.3.1进料温度的汁算 (8) 1.3.2操作压力的计算 (8) 1.3.3平均摩尔质量的计算 (8) 1.3.4平均密度计算 (9) 1.3.5液体平均表而张力计算 (10) 1.3.6液体平均粘度il?算 (10) 1.4精慵塔工艺尺寸的计算 (10) 1.4.1塔径的计算 (10) 1.4.2精懾塔有效高度的计算 (11) 1.5塔板主要工艺尺寸的计算 (12) 1.5.1溢流装宜计算 (12) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布宜 (13) 1.7塔板流体力学验算 (14) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降hf (14) 1.7.2计算降液管中淸夜层高度Hd (15) 1.7.3计算雾沫夹带量ey (15) 1.8塔板负荷性能图 (16) 1.&1雾沫夹带线 (16) 1.&2液泛线 (17) 1.&3液相负荷上限线 (18) 1.&4漏液线 (18) 1.&5液相负荷下限线 (18) 1.9小结 (19) 第二章热量衡算 (20) 2.1相关介质的选择 (20) 2.1.1加热介质的选择 (20)

苯-甲苯精馏塔课程设计

* 化工原课程设计* 换热器工艺初步设计 学生：学号： 专业：班级： 成绩： 指导教师： 设计时间：年月日至年月日 环境与生命科学系

目录 绪论 (3) 塔板的工艺设计 (4) 一、精馏塔全物料衡算 (4) 二、常压下苯-甲苯气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (4) 三、理论塔板的计算 (8) 四、塔径的初步计算 (9) 五、溢流装置 (11) 六、塔板分布、浮阀数目与排列 (12) 塔板的流体力学计算 (14) 一、气相通过浮阀塔板的压降 (14) 二、淹塔 (14) 三、雾沫夹带 (15) 四、塔板负荷性能图 (16) 塔附件设计 (19) 一、接管 (19) 二、简体与封头 (20) 三、除沫器 (20) 四、裙座 (21) 五、手孔 (21) 塔总体高度的设计 (21) 一、塔顶部空间高度 (21) 二、塔的底部空间高度 (21) 三、塔总体高度 (21) 附属设备设计 (21)

绪论 1、工艺流程简介 连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等． 原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品． 2、主要设备的型式 塔的类型选择板式塔，板式塔的主要构件有塔体，塔板及气液进、出口等塔板的选择。 塔板选择浮阀塔板。浮阀塔板结构简单，即在塔板上开若干个孔，在每个孔的上方装上可以上下浮动的阀片，操作时，浮阀可随上升气量的变化自动调节开度，当气量较小时，阀片的开度亦较小，从而可使气体能以足够的气速通过环隙，避免过多的漏液，当气量较大时，阀片浮起，开度增大，使气速不致过高。浮阀塔板的优点是生产能力大，操作弹性大，气液接触状态良好，塔板结构简单，安装容易，压强小，塔板效率高，液面梯度小，使用周期长等。 3、操作压力的确定 采用操作压力为常压，即P＝4 kPa (表压)。 4、进料状态与塔板数，塔径，回流量及塔的热量负荷都有密切的关系. 蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜只须安装鼓泡管，不须安置宠大的传热面。这样在设计费用上可节省许多。5、加热方式的确定 6、热能的利用 蒸馏过程的特征是重复地进行汽化和冷凝，因此，热效率很低，所以塔顶蒸汽和塔底残液放出的热量利用要合理，这些热量的利用，要考虑这些热量的特点，此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以节能。

化工原理课程设计苯甲苯的分离(筛板塔)

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)

苯-甲苯浮阀精馏塔课程设计

目录 1 课程设计的目的 (3) 2 课程设计题目描述和要求 (3) 3 课程设计报告内容 (4) 4 对设计的评述和有关问题的讨论 (22) 5 参考书目 (22) 1苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 2 课程设计题目描述和要求 本设计的题目是苯-甲苯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甲苯，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= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器← → 塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲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，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：3 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。