化工原理课程设计—甲苯与乙苯

华北电力大学

《化工原理课程设计》报告

题目：万吨/年甲苯-乙苯分离过程筛板精馏

装置设计

年级：09级

专业：应用化学

设计者姓名：

设计单位：可再生能源学院

指导老师：覃吴

设计时间：2012年7月6日

目录

第一章概述

在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。其作用实现气—液相或液—液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的过程。它广泛用于蒸馏、吸收、萃取、等单元操作，随着石油、化工的迅速发展，塔设备的合理造型设计将越来越受到关注和重视。塔设备有板式塔和填料塔两种形式，下面我们就板式塔中的筛板塔展开叙述。

筛板塔是传质过程常用的塔设备，是1932年提出的，当时主要用于酿造。

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。

但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用筛板塔对组成结构和性质相似的甲苯和乙苯进行精馏分离。本文详细的介绍了甲苯和乙苯筛板精馏分离的设计过程，画出了工艺流程图和精馏塔主要设备图形象直观的展现了设计的结果。

第二章设计方案的确定及流程说明

操作条件的确定

精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计采用常压蒸馏，塔顶压力为。

进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F 的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；

对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为冷进料。

蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。对于本设计采用间接加热方式。

影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。

适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。

（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的～2倍，即R ＝（～2）Rmin；

（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin 后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。

确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：

(1) 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。

(2) 满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考

虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。

(3) 保证安全生产

例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。

以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

精馏过程工艺流程图

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。本设计采用全凝气。

甲苯—乙苯混合液原料到指定温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。

（流程图见附录）

第三章精馏塔的工艺计算

物料衡算

表3—1 原始液：甲苯和乙苯的混合物

原料组成：x F = 馏出液组成：x D = 釜出液组成：x W = （2）进料量F=h

总物料衡算 F W D =+ (3-1)

易挥发组分物料衡算

W D F Wx Dx Fx += (3-2)

以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 ％100?=

W

D

Wx Dx η （3-3） 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ；

xF 、xD 、xW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。

由（3-1）和（3-2）式得：

W

D W

F x x x x F

D --= (3-4)

W

D F

D x x x x F

W --= (3-5)

（1）馏出液流量D=h （2）釜残液流量W=h

（在本设计中给定为q=）

精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q 线方程或进料方程。

式中：q ——进料热状态参数；

由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。

表 3-3塔温

塔板数的确定

图3-1

如图3-1所示xq= ;yq= 由此可以求出最小回流比Rmin ： 平衡线方程：x

x

y )1(1-+=

αα

最小回流比可按ae 线的斜率：q

A D q A D x x y x R R --=+)()(min

1min （3-6）

故Rmin= R==

精馏段操作线方程：

=+++=

+111R x

x R R y D n n 2732.07213.01+=+n n x y （3-7） 提馏段操作线方程： 0109.02177.1)1()1(1-=+--++=

+n W n n x x D

R D

F x D R F RD y (3-8)

x(1)=, y(1)= x(2)=, y(2)= x(3)=, y(3)= x(4)=, y(4)= x(5)=, y(5)= x(6)=, y(6)= x(7)=, y(7)= x(8)=, y(8)= x(9)=

故第9块板进料，下面改用提馏段方程： x(10)=, y(10)= x(11)=, y(11)= x(12)=, y(12)= x(13)=, y(13)= x(14)=, y(14)= x(15)=, y(15)= x(16)=, y(16)= x(17)=, y(17)=

所以，理论塔板数为NT= 17块（含再沸器）。其中9块精馏段理论板，8块提馏段理论板，第9块板为进料板。

用奥康奈尔法对全塔效率进行估算： 因为y1=xD=,x1= （塔顶第一块板）

y=,x= （加料板） yw= ,xw= （塔釜） 根据公式：∑=i i Lm x μμlg lg 得：

s mPa D ?=2395.0μ,s mPa F ·

2328.0=μ,s mPa w ·2224.0=μ 塔顶和塔釜的算术平均值：s Pa L ·2316.03

2224

.02328.02395.0=++=μ

由奥康奈尔关联式： 求解实际塔板数N=

275928

.01

171=-=-T T E N 第四章 塔体主要工艺尺寸的确定 塔的结构设计

1.查的有关甲苯和乙苯的安托因方程：

甲苯：A= B= C=

C

K T B A kPa P s

+-=)/()/lg( 得：280

/11

.814700353.1010+-=℃）（T s A P

乙苯：

C

K T B A kPa p s

+-=)/()/lg(得：()65

.222/5

.155416984.1010+-=℃T s B P

将s

A P ，s

B P ，带入P x P x P B s B A s A =+进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压

力和温度：

塔顶：P1=+= 102kPa ；9611.01==x x A ，试差得1t =℃ 进料板位置：9

精馏段实际板层数：=精N 8/ %=,取13块板； 每层塔板压降：kPa P 7.0=? 进料板压力：F P = +13=，=

=,

试差得

=

提馏段实际板层数：=提N 8 / % =，取13块板； 塔釜压力：=W P +27=

塔釜：05.0==xW xA ，kPa P W 2.120=，试差得：60.138=W t 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：

精馏段：℃27.1162

53

.1210.11121=+=+=F m t t t

提馏段：℃07.1302

53.12160.13821'=+=+=F m

t t t

2.平均摩尔质量的计算：

塔顶：kmol kg M VDm /28.92106)9800.01(929800.0=?-+?=

进料板：kmol kg M VFm /85.95106)7247.01(927247.0=?-+?= 塔釜：kmol kg M VWm /69.104106)0933.01(920933.0=?-+?= 精馏段平均摩尔质量：kmol kg M M M VFm VDm Vm /07.942

85

.9528.922=+=+=

提馏段平均摩尔质量：kmol kg M M M VWm VFm Vm

/27.1002

69.10485.952'

=+=+=

表4-1 平均摩尔质量的计算

塔顶

kmol 精馏段平均摩尔质

量

kmol

kmol kmol 进料板

kmol 提馏段平均摩尔质

量

kmol

kmol kmol

塔釜

kg/kmol

kg/kmol

3.平均密度的计算

汽相平均密度计算：RT

PM

Vm =ρ 精馏段汽相平均密度： 提馏段汽相平均密度： 液相平均密度计算： ∑

=i

i

L

W ρρ1

塔顶：

3/2700.779m kg A =ρ，3/5165.779m kg B =ρ 得：3/m 779.5165kg 8400

.7840446

.02700.7799554.01

=+

=

LDm ρ

进料板： 3/3935.768m kg A =ρ，3/7312.774m kg B =ρ 得：3

/5490.77173

.7745000

.03935.7685000.01

1m kg w w B

B

A

A

LFm =+

=

+

=

ρρρ

塔釜：

=

，

=

得：3/757.74720860

.7589569

.02980.7500431.01

1

m kg w w B

B

A

LFm A

=+

=

+

=

ρρρ

精馏段液相平均密度：3/5328.7752

5490

.7715165.779m kg LFm =+=

ρ

提馏段液相平均密度：3'

/6481.76427472.7575490.771m kg LFm

=+=ρ

塔顶

塔釜

进料

板

精馏段液相平

均密度

提馏段液相平

均密度

4.液体平均表面张力计算

液体平均表面张力按下式计算：∑

=

i

i

Lm

xσ

σ

塔顶：

1

t=℃

=m，=m

得：=

-

+

=

B

A

LDm

x

xσ

σ

σ)

1(

1

1

=m

进料板：

2

t=℃，查手册：

A

σ= m，

B

σ=m

得：8642

.

17

)

1(=

-

+

=

B

F

A

F

LFm

x

xσ

σ

σmN/m

塔釜：℃

5959

.

138

=

W

t，查附录：

A

σ= m，

B

σ=m

得：

LWm

σ=

B

F

A

F

x

xσ

σ)

1(-

+=m

精馏段液体表面平均张力：Lm

σ=

2

LFm

LDm

σ

σ+

=m

提馏段液体表面平均张力：=

+

=

2

'

'

'LFm

LWm

Lm

σ

σ

σm

表4—3 液体平均表面张力计算

塔顶

℃

塔釜

℃

m m

m m m

m

进料板

℃ 精馏段液体表面平均张

力

m

m

m

提馏段液体表面平均张力 m

8642.17mN/m

5.液体平均黏度计算：

液体平均黏度按下式计算：∑=i i Lm x μμlg lg 塔顶：1t = ℃

A μ= mPa ，

B μ=

得：2446.010lg =∑

=i

i x LDm μμmPa

进料板：F t = ℃，查附录：A μ=

, B μ= mPa

得：∑

=i

i x LFm μμlg 10=

塔釜：W t =℃，查附录：A μ= mPa , B μ=

得：=

∑=i i x LWm μ

μlg 10

精馏段液体平均黏度：Lm μ= mPa

提馏段液体平均黏度：'

Lm μ=

表4—4 液体平均黏度计算

塔顶

℃ 塔釜

℃

mPa

mPa

进料板

℃

精馏段液

体平均黏

度

mPa

提馏段液体平均黏

度

6.气液相体积流率计算 精馏段汽相体积流率：Vm

Vm

s

VM V ρ3600=

=s

液相体积流率： =

Lm

Lm

LM ρ3600=s

提馏段汽相体积流率：'

s V =s m /3

液相体积流率：'

s L =

=Lm

Lm

M L '3600'ρs m /3

表4—5 气液相体积流率计算

s m /3

s m /3

s m /3

s m /3

7.塔径的确定

塔径的确定，需求max u = C

Vm

Vm Lm ρρρ-，C 由下式计算：2.020)20(L C C σ

=

取板间距m H T 55.0=，板上清液层高度m h l 05.0=，则

5.005.055.0=-=-=l T h H H m

（1） 精馏段塔径的确定

为了便于在计算机上运算，20C 和H 的关系可以用下述回归式表示：

+

-++-=)4695.65496.56562.1531.4ex p[(3220H H H C )

3213.139.1079.0474675.0(32H H H +-+-+

]))(ln 43196.049123.0088307.00729.0(232Lv H H H +-+-

式中：H ——板间无液空间，L T h H H -=，m ； T H ——板间距，m ； L h ——清液层高度，m ；

5.0)(V

L V V L L ρρ=

: 式中：V L ——参数；

V ——气相流量，s m /3； L ——液相流量，s m /3； L V ρρ、——气、液相密度，3/m kg 。

得：20C = ,C =

max u = s

取安全系数为，则空塔气速为：u = ?则精馏塔塔径D =

u

V s

π4=0,7460m （2） 提馏段塔径的确定：

提馏段塔径确定同精馏段，即D=

（3）目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径必须圆整到标准值。塔径在1米以下者，标准化先按100mm 增值变化；塔径在1米以上者，按200mm 增值变化，即1000mm 、1200mm 、1400mm 、1600mm ……

按标准塔径圆整后，D = 1m 塔截面积：2

247854.0m

D A T

==π 精馏段实际空塔气速为：s m A V u T

s

/9454.0==

提馏段实际空塔气速为：s m A V

u T

s /0952.1'

'

==

精馏段高度的计算：4m .545.01-1345.01-=?=?=

）（）（精精N Z 提馏段高度的计算：m 4.545.01-1345.01-=?=?=

）（）（提提N Z

每隔7层塔板开一人孔，人孔高度为：人孔直径为 人孔数：3=P N

塔顶空间高度：取m H H T D 8250.05.1=?= 塔底空间高度：取m H B 5.1=； 封头高度：取1H =; 裙座高度：取m H 32=；

塔高：

2

1)1(H H H H H N H N N H B D P P T P +++++--=塔高=

=++++?+?--=35.05.18250.045.035.0)1327(17m.

塔板主要工艺尺寸的计算

因塔径D =1m ，可选用单溢流弓形降液管

1.堰长W l

单溢流：D l W )8.0~6.0(=，取m l W 7.017.0=?= 2.溢流堰高度

因为ow w h h h +=1

选用平直堰，堰上液层高度ow h 可用Francis 计算： 精馏段：=L l h m /48.636000018.03

=? 图4-1 液体收缩系数计算图

8

.157.048

.65

.25

.2==

W

L l l ，7.017.0==D L W 精馏段：

由上图查的：E=，则h ow = 取板上清液高度=l h ，故=w h

提馏段：h m l h

/0039.03'

=

查的E=，则'

0w h =

取板上清液层高度l h = ，故='

w h

1.降液管高度和截面积

因为7.0/=D l W ，查下图（弓形降液管参数图）得：=T f

A A =D

W d 所以20668.0m A f

=，m W d 1450.0=

弓形液降管参数图

依下式验算液体在降液管中的停留时间： 精馏段：s s 5~33985.20≥=θ

提馏段：s s 5~34147.9'

≥=θ 故降液管设计合理。 2.降液管底隙高度

降液管底隙高度依下式计算：0

03600u l L h W h

=

精馏段：o u =s

提馏段：s m u /2.0'

= 故降液管底隙高度设计合理。

塔板布置

1．塔板的分块

因为D=1000mm,塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，

塔径从300～900mm 时采用整块式塔板；当塔径在800mm 以上时，人已能在塔内进行拆装操作，无须将塔板整块装入。并且，整块式塔板在大塔中刚性也不好，结构显得复杂，故采用分块式塔板；塔径在800～900mm 之间，设计时可按便于制造、安装的具体情况选定。故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

表4—6塔板分块数

2．边缘区宽度确定

溢流堰前的安定区宽度：W S =，边缘区宽度：W C =

3．开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算：)sin 180(212

2

2

r

x r x r x A a -+-=π 其中m W W D x s d 2850.0)07.01450.0(2

1

)(2=+-=+-=

故2122

2

3674.0]46

.0285

.0sin 18046.014.3)285.046.0(285.0[2m Aa =?+

-??=- 4．板式塔计算及其排列 1）筛孔数n ：

取筛空的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳的板厚为mm 3,取3/0=d t ，

故孔中心距mm t

0.1550.3=?=。

筛孔数：189********

3

=??=

Aa t n ； 2）开孔率φ：

％％08.100

==

a

A A φ（在5—15范围内） 则每层板上的开孔面积0A 为2

00370.0m Aa A =?=φ 精馏段：

气体通过筛孔的气速为s m A V u s

/0517.200

0==

提馏段：

气体通过筛孔的气速为s m A V u s /2303.230

''

0==

流体力学验算

气体通过筛板压降相当的液柱高度σh h h h l c p ++=

1）干板压降相当的液柱高度c h ：依6.05/3/0==d δ，查《干筛孔的流量系数》图得，

75.00=C

精馏：由式 m C u h L

V

c 145.0)()(

051.0200==ρρ 提留：有式m C u h L

V

c

22.0)(

)(

051.020

''

0==ρρ 2）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h ： 精馏段； 气相动能因子：

由0ε与a F 关联图查得板上液层充气系数0ε=，依式==L l h h 0ε 提馏段： 气相能动因子：

由'

0ε与'

a F 关联图查得板上液层充气系数'

0ε=，依式==L h h l

0'

ε

3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ： 精馏段：

故m h p 1759.00019.0029.0145.0=++= 则单板压强：Pa g h P L p p 3103379.1?==?ρ

提馏段： 故m h p

2499.00019.0028.022.0'=++=

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

精馏段： 提馏段：

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 精馏段：

由式s m h h C u v L L ow /2825.5/)13.00056.0(4.40=-+=ρρσ 筛板的稳定性系数5.17595.30

＞==

ow

u u K 提馏段：

筛板的稳定性系数5.16641.1'''0

＞==

ow

u u K

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度)(w T d h H H +≤φ

精馏段：

=??=2

)(

153.0h l l h w s d H d =

取5.0=φ，则m h H w T 2936.0)(=+φ

提馏段：

'd

H = 故）（＜w T h H +φd H 在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适

合的。

第五章 精馏设备的附属设备

精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。下面简要介绍。

回流冷凝器

按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。

（1）整体式

如图5-1(a)和(b)所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。

该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

图5-1 冷凝器的型式 （2）自流式

如图5-1（c ）所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

（3）强制循环式

如图5-1（D ）、（e ）所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。本设计采用强制循环式。

管壳式换热器的设计与选型

管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积，进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号。

（1）管程流动阻力

管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。对于多程换热器，其阻力ΣΔpi 等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和。一般情况下进、出口阻力可忽略不计，故管程总阻力的计算式为：

12()i t s p

p p p F N N ∑?=?+? (5-1)

式中

ΔP1、ΔP2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa ； Ft ——结垢校正因数，对Φ25mm ×的管子取；对Φ19mm ×2mm 的管子取； NP ——管程数；

Ns ——串联的壳程数。

上式中直管压强降ΔP1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP2由下面的经验公式估算，即

2232u p ρ??

?= ?

?? (5-2) （2）壳程流动阻力

壳程流动阻力的计算公式很多，在此介绍埃索法计算壳程压强降ΔP0的公

式，即

012S

p p p N ∑?=?+?’’S （）F (5-3)

式中

ΔP1’——流体横过管束的压强降，Pa ；

ΔP2’——流体通过折流板缺口的压强降，Pa ；

FS ——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取，气体可取。

2'0

1

02'

02(1)

22(3.5)

2c B B u p Ff n N u h p N D ρρ?=+?=- (5-4)

式中

F ——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=，对转角三角形为，正方形为；

f0——壳程流体的摩擦系数；

Nc ——横过管束中心线的管子数；Nc 值可由下式估算：

管子按正三角形排列：c n = (5-5)

管子按正方形排列：

c n = (5-6)

式中

n ——换热器总管数。 NB ——折流挡板数； h ——折流挡板间距；

u0——按壳程流通截面积A0计算的流速，m/s ，而A0=h(D-ncd0)。

(1)计算并初选设备规格

a ．确定流体在换热器中的流动途径

b ．根据传热任务计算热负荷Q 。

c ．确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。

d ．计算平均温度差，并根据温度差校正系数不应小于的原则，决定壳程数。

e ．依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选择总传热系数K 值。

f ．由总传热速率方程Q = KS Δtm ，初步计算出传热面积S ，并确定换热器的基本尺寸（如D 、L 、n 及管子在管板上的排列等），或按系列标准选择设备规格。

（2）计算管程、壳程压强降

根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果

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-甲苯精馏塔课程设计报告书

课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2

设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯

化工原理课程设计最终版

青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期:

目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料

一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：

图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：

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)

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

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

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。

化工原理课程设计苯和甲苯

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

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

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

化工原理课程设计——换热器的设计

中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月

目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)

§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类

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

化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明

6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。

3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言

2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷

苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

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 ........................................................................................................................................................................... I 绪论 (1) 设计方案的选择和论证 (3) 第一章塔板的工艺计算 (5) 1.1基础物性数据 (5) 1.2精馏塔全塔物料衡算 (5) 1.2.1已知条件 (5) 1.2.2物料衡算 (5) 1.2.3平衡线方程的确定 (6) 1.2.4求精馏塔的气液相负荷 (7) 1.2.5操作线方程 (7) 1.2.6用逐板法算理论板数 (7) 1.2.7实际板数的求取 (8) 1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9) 1.3.1进料温度的计算 (9) 1.3.2操作压力的计算 ................................................................................................ 错误!未定义书签。 1.3.3平均摩尔质量的计算 (9) 1.3.4平均密度计算 (10) 1.3.5液体平均表面张力计算 (11) 1.3.6液体平均粘度计算 (12) 1.4 精馏塔工艺尺寸的计算 (12) 1.4.1塔径的计算 (12) 1.4.2精馏塔有效高度的计算 (14) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (14) 1.5.1溢流装置计算 (14) 1.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (15) 1.7塔板流体力学验算 (16) 1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f (16) 1.7.2计算降液管中清夜层高度Hd (17) 1.7.3计算雾沫夹带量e V (18) 1.8塔板负荷性能图 (19) 1.8.1雾沫夹带线 (19) 1.8.2液泛线 (19) 1.8.3 液相负荷上限线 (21) 1.8.4漏液线 (21) 1.8.5液相负荷下限线 (21) 1.9小结 (22) 第二章热量衡算 (23) 2.1相关介质的选择 (23) 2.1.1加热介质的选择 (23) 2.1.2冷凝剂 (23) 2.2热量衡算 (23) 第三章辅助设备 (28)