提馏段负荷性能图 (2)
化工原理精馏塔设计
前言在设计过程中考虑到设计的精馏塔应具有较大的生产能力，并且满足工艺要求，另外还要节省能源，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，设计是否合理关系到生产过程的经济问题。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组分分离的过程是传质传热的过程。
本次任务为设计一定处理量的分离苯和氯苯混合物精馏塔。
通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。
目录前言1第一章方案设计11.1操作条件的确定11.1.1操作压力11.1.2进料状态11.1.3加热方式11.1.4冷却剂与出口温度21.1.5热能的利用21.2确定设计方案的原则31.2.1满足工艺和操作的要求31.2.2满足经济上的要求31.2.3保证安全生产31.3工艺流程4第二章工艺设计及计算52.1物料衡算52.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率52.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量52.1.3全塔物料衡算52.2理论塔板数估算62.2.1常压下苯-氯苯汽液平衡数据62.2.2气液平衡线62.2.3进料热状况参数72.2.4求最小回流比R min82.2.5精馏段提馏段操作线82.2.6图解法求理论板数92.3各种操作条件及相关的物性估算112.3.1操作温度估算112.3.2平均摩尔质量估算112.3.3液相平均粘度估算122.3.4相对挥发度估算132.3.5实际塔板数估算142.3.6操作压力估算142.3.7液相平均密度估算152.3.8气相平均密度估算162.3.9液相平均表面张力估算172.4气液相负荷估算182.4.1精馏段气液相负荷182.4.2提馏段气液相负荷18第三章设备设计203.1塔径和有效高度203.1.1精馏段塔径203.1.2提馏段塔径203.1.3塔的有效高度213.2塔板设计213.2.1溢流装置设计213.2.2塔板设计243.3流体力学验算253.3.1精馏段流体力学验算253.3.2提馏段流体力学验算273.4塔板负荷性能图283.4.1精馏段塔板负荷性能图283.4.2提馏段塔板负荷性能图303.5接管设计333.5.1进料管333.5.2回流管333.5.3塔底出料管333.5.4塔顶蒸汽出料管343.5.5塔底进气管343.5.6法兰343.6筒体与封头343.6.1筒体343.6.2封头353.7其他塔附件353.7.1裙座353.7.2吊柱353.7.3人孔363.8塔总体高度设计363.8.1塔的顶部空间363.8.2塔的底部空间363.8.3塔的立体高度363.9附属设备373.9.1冷凝器373.9.2再沸器383.9.3原料预热器383.9.4进料泵393.9.5回流泵39第四章设计结果404.1物料衡算计算结果404.2精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果404.3精馏塔工艺设计结果414.4接管尺寸计算结果42第五章附图435.1史密斯关联图435.2干筛孔的流量系数图435.3充气系数关联图44符号说明45参考文献47第一章方案设计1.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
苯甲苯精馏塔设计
化工原理课程设计常压、连续精馏塔分离苯-甲苯设计班级：化学工程系2011级1班姓名：学号：指导老师：贾鑫老师完成时间：2014年6月26日化工系常压、连续精馏塔分离苯-甲苯设计一、前言1.1设计任务及条件：泡点进料（q=1），塔顶进入全凝器，塔釜间接蒸汽加热，塔板压降:(0.5-0.7)KPa1.2物系用途及性质(1)苯的性质：摩尔质量78.11g/mol，密度0.8786 g/mL，相对蒸气密度(空气=1)：2.77，蒸汽压（26.1℃）：13.33kPa，临界压力：4.92MPa，熔点278.65 K (5.51 ℃)，沸点353.25 K (80.1 ℃)，在水中的溶解度 0.18 g/ 100 ml 水，标准摩尔熵So（298.15K）：173.26 J/mol·K，标准摩尔热容 Cpo：135.69 J/mol·K (298.15 K)，闪点 -10.11℃（闭杯），自燃温度 562.22℃，结构：平面六边形，最小点火能：0.20mJ，爆炸上限（体积分数）：8%，爆炸下限（体积分数）：1.2%，燃烧热：3264.4kJ/mol，溶解性：微溶于水，可与乙醇、乙醚、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有机溶剂互溶。
它有机化合物，是组成结构最简单的芳香烃，在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。
苯可燃，有毒。
苯难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。
苯是一种石油化工基本原料。
苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。
苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。
（2）苯在工业上的用途：苯是工业上一种常用溶剂，主要用于金属脱脂。
苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂。
苯在工业上最重要的用途是做化工原料。
苯可以合成一系列苯的衍生物：苯与乙烯生成乙苯，后者可以用来生产制塑料的苯乙烯与丙烯生成乙丙烯，后者可以经乙丙苯法莱生产丙酮与制树脂和粘合剂的苯酚，制尼龙的环己烷，合成顺丁烯二酸酐，用于制作苯胺的硝基苯，用于农药的各种氯苯，合成用于生产洗涤剂和添加剂的各种烷基苯，合成氢醌、蒽醌等化工产品。
丙酮-水板式精馏塔设计说明书
目录摘要 (I)Abstract (II)引言 (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1设计条件 (2)1.2设计任务 (2)第2章设计方案的确定 (3)第3章精馏塔的工艺设计 (4)3.1全塔物料衡算 (4)3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (4)3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3物料衡算进料处理量 (4)3.1.4物料衡算 (4)3.2实际回流比 (5)3.2.1最小回流比及实际回流比确定 (5)3.2.2操作线方程 (6)3.2.3汽、液相热负荷计算 (6)3.3理论塔板数确定 (6)3.4实际塔板数确定 (7)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (8)3.5.1操作压力计算 (8)3.5.2操作温度计算 (9)3.5.3平均摩尔质量计算 (9)3.5.4平均密度计算 (10)3.5.5液体平均表面张力计算 (10)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)3.6.1塔径计算 (12)3.6.2精馏塔有效高度计算 (13)第4章塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1.1溢流装置计算 (14)4.1.2塔板设计 (15)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 (15)4.2.1溢流装置计算 (15)4.2.2塔板设计 (16)4.3塔板的流体力学性能的验算 (16)4.3.1精馏段 (16)4.3.2提馏段 (17)4.4板塔的负荷性能图 (18)4.4.1精馏塔 (18)4.4.2提馏段 (19)第5章板式塔的结构 (21)5.1塔体结构 (21)5.1.1塔顶空间 (21)5.1.2塔底空间 (21)5.1.3人孔 (21)5.1.4塔高 (21)5.2塔板结构 (21)第6章附属设备 (21)6.1冷凝器 (21)6.2原料预热器 (22)第7章接管尺寸的确定 (23)7.1蒸汽接管 (23)7.1.1塔顶蒸汽出料管 (23)7.1.2塔釜进气管 (23)7.2液流管 (23)7.2.1进料管 (23)7.2.2回流管 (23)7.2.3塔釜出料管 (23)第8章附属高度确定 (24)8.1筒体 (24)8.2封头 (24)8.3塔顶空间 (24)8.4塔底空间 (24)8.5人孔 (24)8.6支座 (24)8.7塔总体高度 (24)第9章设计结果汇总 (25)设计小结与体会 (27)参考文献 (28)引言在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。
提馏段的计算
4.3提馏段的计算4.3.1 精馏塔的提馏段工艺条件1）操作压力计算塔顶操作压力：P D=P0+P表=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降：ΔP≤0.7kPa进料板压力：P F=P D+ΔP×20=105.3+20×0.7=119.3kPa塔釜压力：P W=P D+ΔP×43=105.3+20×0.7=135.4kPa提馏段平均压力：P m=（P F+P W）/2=（119.3+135.4）/2=127.35kPa 2）操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托因方程计算，计算结果如下：塔釜温度t W=121.07℃进料板温度t F=104.17℃提馏段平均温度t m=（t W+t F）/2=(121.07+104.17)/2=112.62℃3)平均摩尔质量计算1塔釜平均摩尔质量的计算由图解理论板（见图0-0），得由x W=0.002查得y W=0.00493M VWm =0.00493×78.11+（1－0.00493）×92.14=92.07kg/kmol M LWm =0.002×78.11+（1－0.002）×92.14=92.11kg/kmol 2进料板平均摩尔质量的计算 由图解理论板（见图0-0），得 由x F =0.3查得y F =0.5142M VFm =0.5142×78.11+（1－0.5142）×92.14=84.92kg/kmol M LFm =0.3×78.11+（1－0.3）×92.14=87.93kg/kmol由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：mol kg M Vm /50.882/)84.9292.07(=+= mol kg M Lm /02.902/)87.9392.11(=+=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式计算，即3/51.3)15.27362.112(314.850.8835.127m kg RT M p m Vm m Vm =+⨯⨯==ρ ② 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：LBBLAALma a ρρρ+=1塔釜液相平均密度的计算。
丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书
丙酮和水连续精馏浮阀塔设计说明书一、设计任务1.1 设计题目丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 1.2 原始数据1、塔顶产品(丙酮)：3.0 t/hr, XD =0.98 (质量分率)2、塔顶丙酮回收率：η=0.99 (质量分率)3、原料中丙酮含量：质量分率 = (4.5+1×学号)%=48.5%4、原料处理量：根据1、2、3返算进料F 、xF 、W 、 xW5、精馏方式：学号单号直接蒸汽加热、双号间接蒸汽，44号为间接蒸汽加热 M 丙酮=58g/mol M 水=18g/mol 1.3 设计任务1、确定全套精馏装置的流程，绘出流程图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所需的仪表和装置。
2、精馏塔的工艺设计及结构设计：选定板型，确定塔径、塔高及进料板位置；选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学计算（包括塔板压降，淹塔校核及雾沫夹带量校核等）。
3、作出塔的操作性能图，计算塔的操作弹性。
4、确定与塔身相连的各种管路的直径。
5、计算全塔装置所用的，确定每个换热器的面积并进行初步选型，因采用直接蒸汽加热，还需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。
二、设计方案的选择及流程说明2.1 流程说明丙酮-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。
塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。
塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
精馏装置有精馏塔、原料预热器、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。
丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点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。
2.2 设计方案2.2.1操作压力丙酮-水混合体系在常压下为液态，且丙酮在常压下的沸点为56.48℃，水在常压下的沸点为100℃，两者沸点相差较大容易分离，但丙酮与水会形成共沸物，因此常规精馏塔不能得到无水丙酮，根据设计任务可知，产品要求低于丙酮水共沸物的浓度，故可以在常压就实现精馏，高压或真空操作都会引起操作上的其他问题以及设备费用的增加。
塔板负荷性能图
塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（I ） 由e v =σ6107.5-⨯(fT ah H u -)2.3式中a u =f T s A A V -==-1677.00106.2sV 0.543 s V （a ）f h =2.5（h W ⨯h OW ）=2.5［h W +2.84310-⨯E(Ws l L 3600)3/2］ 近似取E=1.0 h W =0.044m W l =1.12m 故f h =2.5［0.044+2.84310-⨯(12.13600s L )3/2］=0.110+1.546sL 3/2 （b ）取雾沫夹带极限值e v 为0.1kg 液/kg 气，已知31062.20-⨯=σN/m T H =0.4m将（a ）、（b ）式代入式4-410.1=361062.20107.5--⨯⨯（)1.546L (0.110-0.4 0.543V 2/3ss +）2.3 整理得： s V =3.37-17.942/3sL （1）在操作范围内，任取几个s L 值，依（1）式算出相应得s V 值列于附表1中。
以表中数据作出雾沫夹带线（1），如附图2中线（1）所示。
附表1（二）液泛线（2）Φ（H T +h w ）=h p +h w +h ow +h d 取E=1.0 l w =1.12m h ow =3/2w s )l 3600L (E 100084.2= 3/2s )1.123600L (E 100084.2=0.6185L 3/2S (C)因为 h p =h c +h l +h σh c = 0.051（o O c u ）2（L V ρρ）= 0.051（0o S A c V ）2LV ρρ = 0.051（1445.00.84V S ⨯）276.80594.2=0.0126V 2Sh l =0ε(h w +h ow )=（0.044+0.6185L 3/2S ）×0.6=0.0264+0.3711L 3/2Sh σ =0.00209m所以 h p =h c +h l +h σ=0.0126V 2S +0.0264+0.3711L 3/2S +0.00209 =0.0285+0.0126V 2S +0.37L 3/2S （d ）h d =0.153(OW h l Ls ⋅)2=0.153(045.012.1L s ⨯)2=60.23L 2S (e)将H T =0.4m ，h w 为0.044，Φ=0.5及（c ）（d ）（e ）代入Φ（H T +h w ）=h p +h w +h ow +h d0.5（0.4+0.044）=0.0285+0.0126V 2S +0.37L 3/2S +0.044+0.6185L 3/2S +60.23L 2S 所以 V 2S =11.87-78.45L 3/2S -4780.2L 2S （2）在操作范围内取若干L S 值，以式（2）计算V S 值，列于附表2中，以表中数据作出液泛线（2），如附图2中线（2）所示。
浮阀精馏塔设计计算
吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化工原理课程设计题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔设计吉林化工学院化工原理课程设计目录设计任务书 (1)摘要 (2)前言 (3)第一章工艺部分 (I)§1.1精馏塔物料衡算 (4)§1.2有关理论板的设计计算 (6)§1.3有关实际板的设计计算 (7)第二章板式塔主要工艺尺寸的设计计算 (9)§2.1物性及塔的工艺条件的设计 (9)§2.2塔和塔板主要工艺尺寸的计算....................................................错误！未定义书签。
§2.3塔板流体力学计算 (16)§2.4塔板负荷性能图 (18)第三章辅助设备及选型 (23)§3.1接管 (23)§3.2筒体与封头 (24)§3.3除沫器 (24)§3.4裙座 (24)§3.5人孔 (24)§3.6塔总高度的设计 (25)第四章辅助设备计算 ······················································································错误！未定义书签。
分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔的设计方法以及计算规范
化工原理课程设计任务书化药1104 赵金金 110150108指导教师周莉莉一、设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔二、原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液2.5万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为35%（质量百分比）的常温液体分离要求：塔顶乙醇含量不低于90%（质量分数）塔底釜液乙醇含量不高于0.5%（质量分数）塔操作条件：精馏塔塔顶压强：常压进料热状况：泡点进料回流比：自选单板压降：<=0.7kpa塔板类型：浮阀塔工作日：每年300天，每天24小时连续运行厂址：廊坊地区目录前言 (1)第1章塔板的工艺设计方法 (2)第1.1节精馏塔全塔物料衡算 (2)第1.2节常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (2)第1.3节理论塔板的计算 (8)第1.4节塔经的初步计算 (10)第1.5节溢流装置 (11)第1.6节塔板布置及浮阀数目与排列 (13)第2章塔板的流体力学计算 (15)第2.1节气相通过浮阀塔板的压降 (15)第2.2节淹塔 (16)第2.3节液沫夹带 (17)第2.4节塔板负荷性能图 (18)（三）附件设计 (22)（四）塔总体高度的设计 (25)（五）塔附属设备设计 (26)设计体会 (28)主要符号………………………………………………………………………参考文献 (29)结束语 (30)前言塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。
板式塔属于逐级接触逆流操作，填料塔属于微分接触操作。
工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大。
（2）分离效率高。
（3）操作弹性大。
（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑物料的性质、操作的条件、塔设备的性能以及塔设备的制造、安装、运转和维修等方面的因素。
板式塔的研究起步较早，具有结构简单、造价较低、适应性强、易于放大等特点。
正庚烷——正辛烷连续精馏塔设计
化工原理课程设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏塔设计学院：专业班级：姓名：学号：指导教师：2012年12月13日目录前言 (3)一、设计计划书 (5)流程的设计及说明 (6)二、塔的物料衡算 (7)三、塔板数的确定 (8)（1）相对挥发度的计算 (8)（2）实际塔板数的确定 (9)（3）全塔效率.............................................. .9 四、塔工艺条件及物性数据计算. (10)（1）操作压强的计算 (10)（2）操作温度的计算 (10)（3）平均摩尔质量的计算 (11)（4）平均密度的计算 (11)（5）液体平均粘度的计算 (12)（6）流体平均表面张力的计算 (12)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (13)（1）塔径 (13)（2）塔有效高度 (14)六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (14)（1）溢流装置 (14)（2）塔板布置 (16)（3）孔数数与开孔率 (16)七、筛板的流体力学验算 (17)（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度 (17)（2）液泛的验算 (17)（3）雾沫夹带量的验算 (18)八、塔板负荷性能图 (18)（1）精馏段负荷性能图 (19)（2）提馏段负荷性能图 (19)九、精馏塔的工艺设计计算结果总表 (20)主要符号说明 (23)设计评述 (24)参考书目 (24)前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
精馏段负荷性能图
接口管路汇总表 尺寸或型号 项目 热轧无缝钢管 加料管 回流管 塔顶蒸汽管 再沸器管 釜残液排出管 塔顶冷凝水管 塔顶产品出料管径 φ 121*4mm φ 168*4.5mm φ 500*9mm φ 480*9mm φ 133*4mm φ 219*6mm φ 102*3.5
序号
设备名称
1
循环苯精馏塔
hL
m
0.08
0.08
do
m
0.008
0.008
t n Aa
m 个 m^2
0.026 5898.5518 3.4434
0.026 5898.5518 3.4434
uo
m/s
11.8860
11.1009
hp θ Ev
kpa s kg液/kg气
0.682130 15.4084 0.011813 液泛线控制 漏液线控制
2 3 4
原料预热器 塔顶冷凝器 塔釜再沸器
5
泵
6 7 8 9
原料罐 回流罐 塔顶产品罐 塔底产品罐
塔高23.5m
Di mm 117 159 482 462 125 207 95
形式
主要结构参数或性能3.5m
固定管板式 固定管板式 固定管板式
A=25.034m2 A=111.156m2 A=350.024m
0.679615 7.260976 0.010206 液泛线控制 漏液线控制 4.298691 1.914016 2.245902
Vs,max Vs,min
m^3/s m^3/s
5.917418 2.103179 2.813559
H=（n-nF-np-1)*HT+nF*HF+nP*HP+HD+HB+H裙 23.5
化工原理
1一．填空题1. 渗透汽化是 不同来实现混合物分离的过程。
2. 吸收操作的依据是 ，以达到分离气体混合物的目的；蒸馏分离依据是混合物中各组分的 。
3. 在理想干燥过程，用湿度为0.0147kg(水)/kg(干空气) 空气经预热到60 ℃后对某种湿物料进行干燥，空气离开干燥器的湿度为0.03kg(水)/kg(干空气) ，其空气离开干燥器的温度为 。
4.费克定律定义表达试 。
1. 精馏操作的依据是 ，实现精馏操作的必要条件包括 和 。
2.负荷性能图五条线，分别是 、 、 、 和 。
3. 吸收操作的依据是 ，以达到分离气体混合物的目的。
混合气体中，能够溶解于溶剂中的组分称为 。
4. 若某气体在水中的亨利系数E 值很大，说明该气体为 气体。
在吸收操作中 压力和 温度可提高气体的溶解度，有利于吸收。
5. 用水吸收氨-空气混合气体中的氨，它是属于 控制的吸收过程，对于该过程来说，要提高吸收速率，则应该提高 流体的湍动程度。
6. 若维持不饱和空气的湿度H 不变，提高空气的干球温度，则空气的湿球温度 ，露点 。
(变大，变小，不变，不确定)7.恒速干燥阶段除去的水分为 ，整个干燥过程除去的水分是 。
8. 总压恒定时，某湿空气的干球温度一定，而湿球温度W t 增大，则如何变化？ 。
10. 吸收因数S 是__________与__________得比值。
11. 在连续精馏塔内，加料板以上的塔段称为 ，加料板以下的塔段（包括加料板）称为 。
12. 离开理论板时，气液两相达到 状态，即两相 相等，互成平衡。
二．选择题1. 某种理想混合液体有A 与B 两种物质组成，在平衡的条件下， A 在液相中的摩尔分数为0.21，在气相中的摩尔分数为0.38，A 组分的饱点（ ）B 组分的饱点。
A. 高于B. 低于C. 等于D. 无法确定2. 某精馏塔操作时，若保持F F x 、、q 、V 不变，增大回流比R ，则D ,W 的变化趋势是（ ）。
板式塔中的浮阀塔课程说明
板式塔中的浮阀塔课程说明前言精馏按其操作方式可分为简单蒸馏、闪蒸和精馏等。
前两者是仅进行一次部分汽化和部分冷凝的过程，故只能部分的分离液体混合物；后者是进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到近乎完全的分离。
将单级分离加以组合变成多级分离。
若将第一级中溶液的部分汽化所得气相产品在冷凝器中加以冷凝，然后再将冷凝液在第二级中进行部分汽化，此时所得气相组成为y2，且y2必大于y1(第一级气相产品组成)，若部分汽化的次数越多，所得蒸气的组成也越高，最后所得到几乎纯态的易挥发组分。
同理，若将从各分离器中所得到的液相产品进行多次的部分汽化和分离，那么这种级数越多，所得液相产品的组成越低，最后可得几乎纯态的难挥发组分。
因此，汽化和部分冷凝是使得混合液得以完全分离的必要条件。
不同温度且互不平衡的气液两相接触时，必然会同时产生传热和传质的双重作用，所以使上级液相回流与下一级气相直接接触，就可以省去中间加热器和冷凝器，因此，回流和溶液的部分汽化而产生上升蒸气是保证精馏过程连续操作的两个必不可少的条件。
总之，精馏是将由不同挥发度的组分所组成的混合液在精馏塔中同时多次地部分汽化和冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。
实现精馏操作的塔设备有板式塔和填料塔两大类，本次设计内容为板式塔中的浮阀塔。
1流程的选择乙醇——水混合液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部释放的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。
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，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。
2工艺计算2.1物料衡算：查文献1可知：M 乙醇=46 g/mol ；M 水=18 g/molF F F F /0.27/460.13/(1)/0.27/46(10.27)/18W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水D D D D /0.93/460.84/1)/0.93/46(10.93)/18W M x W MW M ===+-+-乙醇水乙醇（W W W /0.005/460.002/1)/0.005/46(10.005)/18W W M x W M W M ===+-+-乙醇乙醇水（混合液分子量：F F 46(1)180.13460.871821.64g/mol M x x =⨯+-⨯=⨯+⨯=混36600010==10166.36kmol/21.64300F ⨯⨯天F D W10166.361552.86kmol/0.1310166.360.840.0028613.5kmol/F W D D W D Fx Dx Wx D W W =+=+=⎧⎧⎧⇒⇒⎨⎨⎨=+⨯=+=⎩⎩⎩天天 由于R=2.7，查文献5得精馏段操作线方程：1 2.710.8411 2.71 2.710.730.227D R y x x y x R R y x =+⇒=+⨯++++⇒=+ 进料热状况：查文献1得乙醇与水的有关物性为：汽化热：m r r M =⨯混加料液的平均汽化热：m 1930.951836.751930.95(2724.99)]21.641892.0721.6440944.39kJ/kmol29.8624.99r -=[+-⨯⨯=⨯=-由文献5查出组成F 0.13x =的乙醇-水溶液泡点为85°C ，平均温度854062.52t -+==℃ 查文献1得：()p 4.45 4.294.452724.61 4.41kJ/(kg K)33.3024.61C -=-⨯-=-P m m 4.41(8540)21.6440944.391.1040944.39C t r q r ∆+⨯-⨯+=== ∴1.10111 1.101q q ==-- ∴q 线方程为：F11111 1.3q y x x q q y x =---⇒=-提留段操作线方程为： 2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天W4192.72 1.1010116.368613.50.0024192.72 1.1010116.368613.54192.72 1.1010116.368613.52.280.003L qF Wy x x L qF W L qF Wy x y x +=-+-+-+⨯⇒=-⨯+⨯-+⨯-⇒=-2.2塔板数确定由图解法求得T 18N =（包括再沸器），第16块为进料板位置图2.1 常压下乙醇-水溶液的x-y 图塔顶温度由D 0.84x =查文献7得 D 78.2t =℃ 塔底温度由W 0.002x =查文献7得W 99.3t =℃'78.299.388.72t +==℃ 查文献5得0.32mPa sμ=水 查文献3得0.38mPa sμ=乙醇查文献7得A 0.0641x = B 0.9359x =根据公式Lm i i x μμ=∑ 得Lm 0.320.93590.410.06410.3258mPa s μ=⨯+⨯= 因为塔顶采用全凝器，所以1D 0.84y x == 查文献7可知120.8280.730.8280.2270.8314x y =⇒=⨯+=所以A B1A B1.094y x x y α== 同理得：表 2.1每层塔板上的相对挥发度123.229NNNαααα+++==∑由奥康奈尔关联式：T L 0.2450.2450.49()0.49(3.2290.3258)48%E αμ--==⨯⨯= 求解实际塔板数T T 1181360.48N N E --==≈精馏段塔板数D 16330.48N == 提馏段塔板数W 36333N =-=2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.71552.864192.72kmol/L RD ==⨯=天(1)(2.71)1552.865745.58kmol/V R D =+=+⨯=天'4192.72 1.1010166.3615320.72kmol/L L qF =+=+⨯=天 '(1)5745.58(1.101)10166.366762.22kmol/V V q F =+-=+-⨯=天（1）操作压力：塔顶操作压力：D 101.33kPa P = 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=进料板压力：F 101.330.734125.13kPa P =+⨯=塔底操作压力：W 101.330.736126.53kPa P =+⨯=精馏段平均压力：D F 101.33125.13113.23kPa 22P P P ++=== 提馏段平均压力：F W '125.13126.53125.83kPa 22P P P ++===（2）操作温度： 塔顶采用全凝器塔 顶 温度：由 D 0.84x = ，查得：D 78.3t =℃ 进料板温度：由 F-10.35x = ，查得：F-181.2t =℃由F 0.13x = ，查得：F 85.1t =℃塔 底 温度：由 W 0.002x = ，查得：W 99.3t =℃ 精馏段平均温度：D F-178.381.279.722t t t ++===℃ 提馏段平均温度：F D'85.399.392.322t t t ++===℃（3）平均摩尔质量的计算：塔 顶：1D 0.84y x ==查文献7得10.83x =VDm 0.8446(10.84)1841.52kg/kmol M =⨯+-⨯=LDm 0.8346(10.83)1841.24kg/kmol M =⨯+-⨯= 进料板上一块：F-10.35x =查得F-10.6y =VF-1m 0.646(10.6)1834.8kg/kmol M =⨯+-⨯=LF-1m 0.3546(10.35)1827.8kg/kmol M =⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量：VDm VF-1mvm 41.5234.838.16kg/kmol 22M M M ++=== LDm LF-1mLm 41.2427.834.52kg/kmol 22M M M ++=== 提馏段：F 0.13x =查得F 0.6y =VFm'0.4146(10.41)1829.48kg/kmol M =⨯+-⨯='LFm 0.1346(10.13)1821.64kg/kmol M =⨯+-⨯=塔底：W 0.002x =查得W 0.0248y =Vwm '0.024846(10.0248)1818.69kg/kmol M =⨯+-⨯=Lwm 0.00246(10.002)1818.06kg/kmol M =⨯+-⨯=提馏段平均摩尔质量：VWmVFm '''Vm 29.4818.6924.09kg/kmol 22M M M ++===LFm Lwm'''Lm21.6418.0619.85kg/kmol 22M M M ++===（4）平均密度的计算： ①汽相平均密度计算：由理想气体方程得：Vm PMRT ρ=精馏段气相平均密度：VmVm 3113.2338.161.473kg/m 8.314(273.1579.73)P M RTρ⨯⨯===⨯+提馏段汽相平均密度：'Vm''3Vm125.8324.090.998kg/m 8.314(273.1592.26)P M Rt ρ⨯⨯'===⨯+② 液相平均密度计算：i Lmi1αρρ=∑塔顶：由D 78.25t =℃查文献5得3972.85kg/m ρ=水查文献3得3763.2kg/m ρ=乙醇∴LDm 311774.89kg/m 0.930.07763.2972.85ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板上一块：F-181.2t =℃查得3758.1kg/m ρ=乙醇，3971.02kg/m ρ=水, ∴LF-1m 311884.11kg/m 0.351-0.35758.1971.02ρααρρ===++水乙醇乙醇水精馏段液相平均密度：3774.89884.11829.5kg/m 2Lm ρ+==塔底由W 99.3t =℃查得3745.6kg/m ρ=乙醇，3958.9kg/m ρ=水，∴Lwm '311957.53kg/m 0.0051-0.005745.6958.9ρααρρ===++水乙醇乙醇水进料板由F 85.1t =℃查3755.4kg/m ρ=乙醇，3968.5kg/m ρ=水∴LFm '311899.95kg/m 0.271-0.27755.4968.5ρααρρ===++水乙醇乙醇水提馏段液相平均密度：'3Lm 957.53899.95928.74kg/m 2ρ+==② 液相平均表面张力12Lm 121221121x x x x σσσσσσσ==++由D 78.3t =℃查文献3得17.3mN/mσ=乙醇查文献562.9mN/mσ=水DmL 119.57mN/m0.841-0.8417.362.9σ==+进料板上一块板F-181.2t =℃查得62.37mN/mσ=水，17.2mN/mσ=乙醇F-1mL132.5mN/m 0.351-0.3517.262.37σ==+∴精馏段液相平均表面张力：m L 19.5732.526.04mN/m 2σ+==由W 99.3t =℃查得58.94mN/m σ=水，15.5mN/m σ=乙醇WmL 158.61mN/m 0.0021-0.00215.558.94σ==+由F 85.1t =℃查得61.64mN/m σ=水，16.7mN/m σ=乙醇Fm L 145.66mN/m 0.131-0.1316.761.64σ==+ ∴提馏段液相平均表面张力：Lm '58.6145.6652.14mN/m 2σ+== 2.4塔径的计算（1）精馏段 气相体积流量3Vm s Vm5745.5838.1624 1.72m /s 36003600 1.473VM V ρ⨯===⨯ 液相体积流量33Lm s Lm 4192.7234.5224 2.0210m /s 36003600829.5LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T 0.45m H =，板上液层高度 L 0.05m h =11322s Lm s Vm 2.0210829.50.02791.72 1.473L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L 0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得200.081C =0.20.2Lm 2026.040.0810.08542020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0854 2.02m/s u === 取安全系数为0.8，则max 0.80.8 2.02 1.62m/s u u ==⨯=∴精馏段塔径 1.16m D == 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0221.72 1.52m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max 1.520.752.02u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 （2）提馏段 气相体积流量Vm s Vm '''3'6762.2224.0924 1.889m /s 360036000.998V M V ρ⨯===⨯液相体积流量Lm s Lm '''33'15320.7219.8524 3.7910m /s 36003600928.74LM L ρ-⨯===⨯⨯ 取塔板间距T '0.45m H =，板上液层高度L '0.05m h =s Lm s Vm 11''232'' 3.7910928.740.0611.889 1.889L V ρρ-⎛⎫⨯⎛⎫=⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭及T L ''0.450.050.4m H h -=-= 查文献5史密斯关联图得20'0.075C =Lm 200.2'0.2''52.140.0750.0912020C C σ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max '0.091 2.77m/s u C === 取安全系数为0.7，则max ''0.70.7 2.77 1.94m/s u u ==⨯=∴提馏段塔径' 1.11m D === 取塔径 1.2m D = 则塔空速s 0'''221.889 1.67m ππ 1.244V u D ===⨯ 则0max '' 1.670.602.77u u ==，在0.6~0.8的安全系数之间 查文献5塔高的计算：T T T 18110.4516.43m 0.48N Z H E ⎛⎫⎛⎫=-=-⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭2.5热量衡算及冷凝器选择塔顶：由1D 0.84y x ==所以其质量分数为0.93查文献1可知：()0.844610.841841.52g/mol M =⨯+-⨯=VD 1213.441.5250380.37kJ/kmol H =⨯=由D 0.84x =，得D 0.85y =()'0.854610.851841.8g/mol M =⨯+-⨯=LD 265.4241.811094.56kJ/kmol H =⨯=∴塔顶冷凝器：()()()6c VD LD 1552.861 3.750380.3711094.569.410kJ/h 24Q R D H H =+-=⨯⨯-=⨯ 设=20t 进℃，=30t 出℃，则水的平均温度m =25t ℃查得20℃时3998.2kg/m ρ=水()P 4.183kJ/kg K C =()()65c c P 9.410 2.2510kg/h 4.1833020Q W C t t ⨯===⨯-⨯-出进 又D 78.25t =℃()()m 78.252078.253053.0978.2520ln 78.2530t ---∆==--℃K 预设为500W/（m 2•℃）则62c m 9.41098.37m 50053.09Q A K t ⨯===∆⨯ 查文献5可知：选取列管换热器公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245管长：6m碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：113.5m 2639.41010433.33600113.553.09⨯⨯==⨯⨯管子正三角形排列 符合350~1160之间 2.6塔底再沸器W 0.002x =查得W 0.0249y =，W 99.3t =℃()'W 0.02494610.02491818.697g/mol M =⨯+-⨯=()W 0.0024610.0021818.056g/mol M =⨯+-⨯=VD '2666.618.05648132.13kJ/kmol Z =⨯=LD '446.5418.6978348.96kJ/kmol Z =⨯=∴()()'''b VM LM 6762.221.05 1.0548148.138348.963270.69kJ/s 243600Q V Z Z =-=⨯⨯-=⨯ 选用绝压200kPa P =的蒸汽，其沸点为120.2℃，气化潜热为2205 kJ/kg ∴加热蒸汽消耗量b h 3270.69 1.48kg/s 2205Q W r === m W 120.299.2720.93t T t ∆=-=-=℃K 预设为3000 W/（m 2•℃）则32b 0m 3270.691052.09m 300020.93Q A K t ⨯===∆⨯ 公称压强：2.5×103kPa公称直径：600mm管程数：1管子总根数：245中心排管数：17碳钢管：φ25×2.5实际面积S ：55.8m 2()323270.69102800.5W/m 55.820.93K ⨯==⨯实℃符合要求3流体力学验算与负荷性能图3.1溢流装置由文献5可知：由于塔径为1.2m，属于直径较大的塔，常采用弓形降液管，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰，广泛用于直径2.2m以下的塔中。
苯与氯苯的精馏分离
目录第一章概述 (1)1.1精馏塔操作对设备的要求 (1)1.2板式塔类型 (1)1.3精馏塔的设计步骤 (2)1.4操作条件的确定 (2)1.5确定设计方案的原则 (3)第二章板式精馏塔的工艺计算 (5)2.1物料衡算与操作线方程 (5)2.2常规塔 (5)2.3塔板数的确定及实际塔板数的求取 (6)2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计 (9)第三章精馏塔的工艺尺寸计算 (12)3.1塔径的计算： (12)3.2精馏塔的有效高度： (14)第四章塔板主要工艺尺寸的计算 (15)4.1溢流装置的计算： (15)4.2塔板布置： (16)第五章筛板的流体力学验算 (18)5.1塔板压降： (18)5.2液面落差: (19)5.3液沫夹带: (19)5.4漏液: (19)5.5液泛: (20)第六章塔板负荷性能图 (21)6.1漏液线: (21)6.2液沫夹带线： (21)6.3液相负荷下限线： (22)6.4液相负荷上限线： (23)6.5液泛线： (23)6.6操作点的确定和操作弹性的计算： (24)第七章冷凝器 (27)7.1确定物性参数： (27)7.2工艺结构尺寸的计算： (27)第八章换热器核算 (30)8.1热量核算： (30)8.2换热器内流体的流动阻力： (31)第九章再沸器 (33)9.1设计条件： (33)9.2估算设备尺寸： (33)9.3传热系数的校核： (34)参考文献 (37)后记及其他 (38)第一章概述1.1精馏塔操作对设备的要求塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气（或汽）或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。
此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔 设计书
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔设计书第一章 设计任务书一 设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔 二 设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液7.4万吨原 料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于93% 塔底含量不高于0.5% 三 操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。
其中塔顶压力为51.0132510Pa ⨯，塔底压力5[1.0132510(265~530)]Pa N ⨯+塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。
进料状态：虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。
加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。
第二章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算F ：原料液流量（kmol/s ） x F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） x D ：塔顶组成 W ：塔底产品流量（kmol/s ） x W ：塔底组成 原料乙醇组成：F 26/4612.08%26/4674/18x ==+塔顶组成：D 93/4683.87%93/467/18x ==+塔底组成：W 0.5/460.196%0.5/4699.5/18x ==+进料量：437.41010(0.26/460.74/18)7.40.1129 kmol/s 300243600F ⨯⨯⨯+==⨯⨯万吨/年=物料衡算式为：F D W F D WFx Dx Wx =+⎧⎨=+⎩联立方程组解得：0.0160 kmol/s0.0968 kmol/sD W =⎧⎨=⎩第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系F D W1.温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得t 、t 、t()()()()F F F D D D 185.485.485185.4 C12.0813.190.120812.0878.278.278.3278.3 C 85.9781.8382.8585.9799.399.398.75399.3 C 0.190.390.1960.1985.3978.25481.822WW F D t t t t t t t t t --===︒----===︒----===︒--++===W t ， t ， t ， 精馏段平均温度：()2 C 85.3999.28594.4C 22F W t t t ︒++===︒提馏段平均温度： 2.密度A BA Bl1 ()a a a M ρρρ=+已知：混合液密度：为质量百分率，为平均相对分子质量0V 022.4T MT ρρρ=混合气密度：(1) 精馏段：181.82 C,t =︒液相组成1x ：181.981.781.8281.728.1229.8029.80x --=--， 1x =28.79% 气相组成1y ：181.981.781.8281.756.7157.4157.41y --=--，1y =56.99%所以 L1460.287918(10.2879)26.06 kg/kmol M =⨯+⨯-= V1460.569918(10.5699)33.96 kg/kmol M =⨯+⨯-= (2) 提馏段：2t =92.34 C ︒ 液相组成2x ：292.691.392.3491.33.294.16 4.16x --=--， 2x =3.464% 气相组成2y ：292.691.392.3491.326.21 4.1629.92y --=--， 2y =26.952%所以 L2460.0346418(10.03464)18.97kg/kmol M =⨯+⨯-= V2460.2692518(10.26925)25.55 kg/kmol M =⨯+⨯-=表二.不同温度下乙醇和水的密度12181.82 ,t C =︒858082.7980968.6971.8735ρ--=-乙-， ρ乙=732.21 kg/m 3858082.7980968.6791.8ρ--=-水-971.8, ρ水=968.94 kg/m 3同理：94.43C =︒2t ，959094.4390961.85965.3724ρ--='--乙，ρ'乙=720.95 kg/m 3959094.4390961.85965.3ρ--='-水-965.3，ρ'水=970.01 kg/m 3在精馏段：液相密度L1ρ：L110.287946/[0.28794618(1-0.2879)]10.5082732.21970.01ρ⨯⨯+⨯-=+L13832.60 kg/m ρ= 气相密度：()V1333.96273.151.17 kg/m 22.4273.1581.82ρ⨯==⨯+在提馏段：液相密度L2ρ：L210.0346446/[0.034644618(10.03464)]10.0840721.11962.81ρ⨯⨯+--=+L23=936.45 kg/m ρ气相密度：V2324.54273.150.819 kg/m 22.4(273.15+92.34)ρ⨯==⨯3.混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 公式：W W W W W 00x V x V x V σ+=000W W 00x V x V x V ϕ=+1/41/41/4m SW W 00S σϕσϕσ=+ SW SW W S /x V V ϕ= S00S0S x V V ϕ= qWlg()B ϕϕ=2/32/300W W 0.441()[]V q Q V T qσϕ=⨯- A B Q =+2SWS0lg()A ϕϕ= SW S01ϕϕ+=式中下角标，W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，X W 、X O 指主体部分的分子体积，W σ、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。
《化工原理》乙醇-水混合液精馏塔设计
《化工原理》乙醇-水混合液精馏塔设计一、设计任务：完成精馏塔工艺优化设计、精馏塔结构优化设计以及有关附属设备的设计和选用，绘制精馏塔的工艺条件图及塔板性能负荷图，并编制工艺设计说明书。
二、操作条件：年产量：7500t。
料液初温：30℃料液浓度：43%（含乙醇摩尔分数）塔顶产品浓度：97%（含乙醇摩尔分数）乙醇回收率：99.8%（以摩尔分数计）年工作日：330天（24小时运行）精馏塔塔顶压力：4kPa（表压）冷却水温度：30℃饱和蒸汽压力：2.5kgf/cm2（表压）单板压降：不大于0.7kPa全塔效率：52%回流比是最小回流比的1.8倍进料状况：泡点进料三、设计内容：（1）设计方案简介：对确定的工艺流程及精馏塔型式进行简要论述。
（2）工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
（3）主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。
（4）主要附属设备设计计算及选型塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量。
（5）用坐标纸绘制乙醇-水溶液的y-x图一张，并用图解法求理论塔板数（贴在说明书中对应的地方）。
（6）绘制精馏塔设计条件图。
附：汽液平衡数据表1一、总体设计计算1.1 汽液平衡数据（760mm Hg）1.2塔的物料衡算=43/46.07/(43/46.07+57/18.01)=0.2277XF=97/46.07/(97/46.07+31/18.01)=0.9267XDM=0.2277⨯46.07+（1-0.2277）⨯18.02=24.399kg/kmol F同理可得M=44.013 D，=7.5*106/7920=946.97DD=946.97/44.013=21.516η=0.998=DXD /FXF=21.516*0.9267/0.2277FF=87.742 由 F=D+WFXF =DXD+WXW得：Xw=0.03998W=66.226 Kmol/h1.3塔板计算tF=（0.2277-0.1661/0.2337-0.1661）*(82.7-84.1)+84.1=82.82°CtF=82.82℃乙醇不同温度的饱和蒸气压乙醇的饱和蒸气压o={[(82.82-80)/(90-80)]*(158.27-108.32)}+108.32=122.41 PA水不同温度的饱和蒸气压由图数据通过内插法得P B O =53.0525 α =122.41/53.0525=2.31 泡点进料q=1R min =1/α-1[X D /X F -α(1-X D )/1-X F ]=2.94 R=1.8R min =5.292精馏段操作线方程1111n n D R y x x R R +=+++=0.841x+0.1473提馏段操作线方程W m m x WqF L W x W qF L qF L y -+--++=+''1=1.503x-0.000849实际塔板数N pE T =0.52精馏段Np1=11/0.52=21块提馏段Np2=3/0.52=6块总板数21+6=27块二、塔的工艺条件及物性数据计算2.1精馏段的数据1.平均压力Pm单板降压不大于0.7Kpa所以等于0.7Kpa塔顶：PD=4+101.3=105.3Kpa加料板：PF=105.3+0.7*21=120Kpa平均压力：Pm=(105.3+120)/2=112.65Kpa2.平均温度tD={[(0.9267-0.08943)/(1-0.8943)]*(80.02-78.15)}+78.15=78.72℃tF=82.82℃精馏段tm=(82.82+78.72)/2=80.77℃3.平均分子量塔顶：M VDM = XD×M轻组分+（1－XD）×M重组分=46.07*0.9267+（1-0.9267）*18.01=44.01kg/kmolM LDM = x1×M轻组分+（1－x1）×M重组分=46.07*0.743+(1-0.743)*18.01=38.86kg/kmol进料板的平均分子量:进料板对应的组成Xn 和ynM VFM = yn×M轻组分+（1－yn）×M重组分=46.01*0.512+(1-0.512)*18.01=32.38kg/kmolM LFM = Xn×M轻组分+（1－Xn）×M重组分=46.07*0.2277+(1-0.2277)*18.01=24.4kg/kmol 精馏段：MVm=(44.01+32.38)/2=38.2kg/kmolMLm=(38.36+24.4)/2=31.63kg/kmol4.平均密度塔顶：aA =0.97 aB=0.03查物性数据：易挥发组分密度ρ1＝ 763.42 Kg/m3难挥发组分密度ρ2＝ 972.58 Kg/ m3塔顶液相密度：ρLD ＝1/[a1/ρ1+(1-a1) /ρ2]= 741.84Kg/ m3进料板：aA =0.43 aB=0.53查物性数据：易挥发组分密度ρ1＝ 733.59 Kg/m3难挥发组分密度ρ2＝ 969.97 Kg/ m3进料液相密度：ρLF ＝1/[a2/ρ1+(1-a2) /ρ2]= 851.93Kg/ m3精馏段的平均液相密度：ρLM ＝(ρLD+ρLF)/2=796.88Kg/ m3精馏段平均汽相密度：TM =（TF+TD）/2=80.77℃ρVM ＝PM V /RT M =1.463Kg/ m 35. 液体的平均表面张力 （1）塔顶t D =78.72℃ бO =17.26 бW =62.8V O =46.07/737=0.06251m 3/kmol V w =18.01/973=0.01851m 3/kmol X o =X D =0.9267 X W =1-0.9267=0.0733 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.977 φW =1-0.977=0.023 B=lg(φW q /φo )=-3.266Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.0007 A=B+Q=-3.266-0.0007=-3.2667lg(φs W q /φso )=-3.2667和φs W +φso =1解得 φs W =0.021 φso =0.979бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.05 бDm =17.81N/m2. 进料板t F =82.82℃ бO =16.88 бW =62.04V O =46.07/733=0.06285m 3/kmol V w =18.01/969.3=0.01858m 3/kmol X o =X F =0.2277 X W =1-0.2277=0.7723 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.499φW =1-0.499=0.501 B=lg(φW q /φo )=-0.298Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.00748A=B+Q=-0.298-0.00748=-0.3055lg(φs W q /φso )=-0.3055和φs W +φso =1解得 φs W =0.498 φso =0.502бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.415 бFm =34.01N/m(3) 精馏段бm =（17.81+34.01）/2=25.91N/m 6. 液体的平均黏度,L D μ=0.44⨯0.9267+(1-0.9267)⨯0.357=0.434.a mP s,L F μ=0.12⨯0.33+(1-0.12)⨯0.30=0.3904.a mP s,L M μ精=0.435*0.3904+0.357*（1-0.3904）=0.387.a mP s 7. 精馏段的汽液负荷计算V=（R+1）D=(5.292+1)⨯21.516=135.38/kmol hS V =,,3600V V m V M ρ精精=135.38*38.2/(3600*1.463)=0.91m 3/sV h =3600*0.91=3262.96m 3/hL=RD=50292⨯21.516=113.86/kmol h,3600L s L m LM L ρ=精精=113.86*31.63/(3600*796.88)=0.001255L h =3600*0.001255=4.52m 3/h2.2 提馏段的数据1.平均温度t W ={[(0.03998-0.019)/(1-0.019)]*(89-95.5)}+95.5=92.93℃ t F =82.82℃提馏段t m =(82.82+92.93)/2=87.88℃2.平均分子量 塔底：M VWM = X W ×M 轻组分+（1－X W ）×M 重组分=46.07*0.414+（1-0.414）*18.01=29.63kg/kmol M LWM = x 1×M 轻组分+（1－x 1）×M 重组分=46.07*0.03998+(1-0.03998)*18.01=19.13kg/kmol 提馏段：M Vm =(29.63+32.38)/2=31kg/kmol M Lm =(19.13+24.4)/2=21.77kg/kmol 3.平均密度塔底：a A =0.64 a B =0.36查物性数据： 易挥发组分密度ρ1＝ 725.87 Kg/m 3 难挥发组分密度ρ2＝ 963.23 Kg/ m 3塔底液相密度：ρLD ＝1/[a 1/ρ1+(1-a 1) /ρ2]= 963.15Kg/ m 3 提馏段的平均液相密度：ρLM ＝(ρLW +ρLF )/2=907.54Kg/ m 3 提馏段平均汽相密度：T M =（T F +T D ）/2=87.88℃ ρVM ＝PM V /RT M =1.16Kg/ m34.液体的平均表面张力 （1）塔底t W =92.93℃ бO =13.27 бW =60.16V O =46.07/737=0.06251m 3/kmol V w =18.01/973=0.01851m 3/kmol X o =X W =0.03998 X W =1-0.03998=0.96 φo =X o V O /(X W V w +X o V O )=0.123φW =1-0.123=0.877B=lg(φW q /φo )=0.796Q=0.041(q/T)(бO V O 2/3/q-бW V w 2/3)=-0.000163 A=B+Q=0.796-0.000163=0.794lg(φs W q /φso )=0.794和φs W +φso =1解得 φs W =0.634 φso =0.366бm 1/4=φs W бW 1/4+φso бO 1/4=2.46 бWm =36.62N/m提馏段бm =（36.62+34.01）/2=35.32N/m 5.液体的平均黏度μlw =0.03998⨯0.324+(1-0.03998)⨯0.324=0.393.a mP s ,L F μ=0.12⨯0.33+(1-0.12)⨯0.30=0.3904.a mP s μL,M 提=0.393*0.084+0.393*（1-0.084）=0.33.a mP s 6.精馏段的汽液负荷计算V=（R+1）D=(5.292+1)⨯21.516=135.38/kmol hS V ==135.38*31/(3600*1.16)=1m 3/sV h =3600*1=3600m 3/hL=RD=50292⨯21.516=113.86/kmol hL s =113.86*21.77/(3600*907.54)=0.00154L h =3600*0.00154=5.508m 3/h三、塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.1 塔径首先考虑精馏段：参考有关资料，初选板音距T H =0.5m 取板上液层高度L h =0.06m 故 T H -L h=0.5-0.06=0.44ms s L V ⎛ ⎝查图可得 20C =0.097校核至物系表面张力为9.0mN/m 时的C ，即C=20C 0.220σ⎛⎫⎪⎝⎭=0.0102max u =CL VVρρρ-可取安全系数0.7，则 u=0.7max u =0.7⨯2.378=1.665m/s故4sV uπ按标准，塔径圆整为1.2m ，则空塔气速为0.805m/s3.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为1Z N =-T 精精（）H =(21-1)⨯0.5=10m提馏段有效高度为1Z N =-T 提提（）H =(6-1)⨯0.5=2.5mZ 总=10+2.5=12.5m3.3 溢流装置采用单溢流、弓形降液管⑴ 堰长 w l 取堰长 w l =0.6Dw l =0.6⨯1.2=0.72m⑵ 出口堰高w h =L ow h h -选用平直堰，堰上液层高度ow h 由下式计算ow h =2/32.841000h w L E L ⎛⎫ ⎪⎝⎭近似取E=1.03,则ow h =0.00995故 w h =0.06-0.00995=0.05m ⑶ 降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由L D /D T =0.6《化工设计手册》 得dW D =0.1,f TA A =0.053 故 d W =0.12 f A =0.0722()24D π=0.062m留时间 f T sA H L τ==23.9s (>5s 符合要求)提馏段t=A d H T /Ls=33.11=>5s⑷ 降液管底隙高度 h ο u o ,=0.08h ο=L s /w l u o ,=0.022m3.4 塔板布置(1)取边缘区宽度c W =0.06,安定区宽度s W =0.075(2)计算开孔面积212sin 180a x A R R π-⎡⎤=⎢⎥⎣⎦=0.7992m 其中 x=2D-(d s W W +)=0.405m R=2D-c W =0.54m 3.5 筛板数n取筛孔的孔径0d 为39mm,正三角形排列,一般碳钢的板厚δ为3mm,孔中心距t=75.0mm 浮阀数目 取阀动能因数11F =，则由式o υ=o υ=计算塔板上的筛孔数n,即 n=4V s /πd o 2u o =83.75=84提馏段的筛口气速和筛孔数用上述公式计算， 提馏段 u 0=10.21m/s, n=82个取边缘区宽度c W =0.06,安定区宽度s W =0.075,板厚δ为3mm, 做等腰三角形叉排h=Aa/0.075n=0.127m=120mm 阀孔气速μo =4V s /πnd o 2=9.12m/s F 0=10.97四、筛板的流体力学性能 1. 塔板压降校核 h f =h c +h e(1)气体通过干板的降压h c临界孔速 u 0c =（73/ρv ）1/1.825=8.52m/s<u 0 所以h c =5.34（ρv /ρL )(u 02/2g)=0.0411m (2)气体通过班上液层的压降h e h e =β(h w +h ow )=0.05*0.06=0.03 （3）h б克服表面张力的压降 h б=0.00034m（4）气体通过筛板压降h f 和∆p f h f =h c +h e +h б=0.07144m∆p f =ρl *g*h f =558.5kpa<0.7kpa 2. 雾沫夹带量校核泛点率1100%F bF =板上液体流经长度 Z L =D T -2W D =0.96m F=40.72%<80%不会发生过量的雾沫夹带 3. 漏液校核=4.134m/s k=u 0/u'0=2.19=>2提馏段用同样的方法得，k=u 0/u'0==>2 4. 降低管液泛校核为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()d T w H H h ≤Φ+d P L d H h h h =++ 即h d =0.153(L s /L w h o )2=0.00096m取 取校正系数Φ=0.5,H d =0.1324,Φ(H T +h w )=0.275m可见(),d T W H H h φ≤+符合防止淹塔的要求。
乙酸乙酯,乙酸丁酯精馏设计说明书
目录1 工艺设计背景 (2)2 工艺设计方案 (3)2.1 工艺说明 (3)2.2 工艺流程图 (4)3 工艺计算 (6)3.1物料衡算 (6)3.2 热量衡算 (7)4 工艺设备设计 (8)4.1 筛板精馏塔设计 (8)4.1.1馏出液和釜残液的流量和组成 (8)4.1.2 理论塔板数及理论最佳进料位置 (8)4.1.3 实际塔板数的设计计算 (10)4.1.4 精馏段设计 (11)4.1.5 提馏段设计 (17)4.1.6 塔高的设计计算 (24)4.1.7 灵敏板的确定 (24)4.2 列管式换热器设计 (25)4.2.1 换热器热量衡算 (25)4.2.2 壳程内径设计 (26)4.2.3 换热器总传热系数的校核 (26)4.2.4 实际传热面积 (27)4.2.5 换热器简图 (28)4.3 离心泵选型 (28)4.3.1 平均黏度计算 (28)4.3.2 管径计算 (29)4.3.3 管路压头损失计算 (29)4.3.4 扬程计算 (30)4.3.5 最大允许安装高度计算 (30)4.4 填料塔设备设计 (31)4.4.1 精馏段设计 (31)4.4.2 精馏段塔径流体力学验算 (31)4.4.3 提馏段设计 (32)4.4.4 提馏段塔径流体力学验算 (33)4.4.5 填料层高度的计算 (33)4.5 主要设备明细 (34)5 创新点 (34)设计总结 (35)参考文献 (36)筛板精馏实验操作步骤 (37)附录：物性图表 (38)1 工艺设计背景乙酸乙酯和乙酸丁酯是工业上重要的溶剂。
乙酸丁酯是优良的有机溶剂，广泛用于硝化纤维清漆中，在人造革、织物及塑料加工过程中用作溶剂，也用于香料工业。
工业中的乙酸丁酯是由醋酸和正丁醇在催化剂存在下酯化而得，根据催化剂不同，可分为硫酸催化法、HZSM-5催化剂催化法、杂多酸催化法、固体氯化物催化法等。
其中硫酸催化法工艺比较成熟，但副反应较多。
本设计针对硫酸催化法生产乙酸丁酯时产生的一股物流（含乙酸乙酯30%、乙酸丁酯70%），设计常压精馏塔对此二元物系进行分离。
化工原理课程设计——精馏塔丙酮水
化工原理课程设计——精馏塔(丙酮-水)化工原理课程设计题目90000吨/年丙酮-水连续精馏塔设计系（院）材料与化学工程专业************班级*****学生姓名***学号*********指导教师***职称2013年 12 月 10日化工原理设计任务书设计题目：丙酮－水二元物料板式精馏塔设计条件：常压： 1p atm =处理量： 90000吨/年进料组成： 25%丙酮，75%水（质量分率，下同）馏出液组成：0.965D X =釜液组成： 馏出液 99%丙酮，釜液2%丙酮塔顶全凝器 泡点回流回流比： R=1.5Rmin加料状态： 1.0q =单板压降： 0.7a kp ≤设计任务：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）。
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。
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。
摘要利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。
气、液相回流是精馏重要特点。
在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。
在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。
提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。
化工原理课程设计 精馏塔设计
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计绪论1、设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。
整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。
塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。
为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。
同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
2、工艺流程原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。
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→氯苯的储罐→氯苯3、设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
第一章设计任务1、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，塔顶馏出液中含苯97%。
原料液中含苯为62%,塔底产品2％,生产能力65000t/y（以上均为质量%）。
2、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.单板压降不大于0.7kPa；3、塔板类型筛板。
化工原理课程设计--乙醇——水混合液常压连续精馏
化工原理课程设计--乙醇——水混合液常压连续精馏课程设计任务书一、设计题目：乙醇——水混合液常压连续精馏二、设计原始数据：原料液处理量28000吨/年原料液初温20℃原料液含乙醇45%（质量）馏出液含乙醇93%（质量）乙醇回收率99.9%（质量）三、设计任务：完成精馏工艺设计，精馏塔设备设计和有关附属设备的设计、选用；编写设计说明书；绘制工艺流程图和塔板结构简图。
四、设计完成日期: 2013年01月18日五、设计者：王尧尧设计指导教师：张鸿发目录：1.…………………………………………………………………绪论2.………………………………………………………………工艺计算3.…………………………………………………………塔设备的计算4.………………………………………………………泵的选择及计算5.……………………………………………………………主凝器选型6.…………………………………再沸器加热釜中水蒸汽的用量计算7.………………………………………………………计算结果汇总表8.…………………………………………………………工艺流传简图绪论精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。
有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。
蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。
由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。
塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。
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，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。