苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计
苯甲苯连续精馏塔的设计
设计题目：苯-甲苯连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以别离苯-甲苯混合物。
具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理76000 吨苯-甲苯混合液体。
2、原料液中苯含量：27.5 %〔质量〕。
3、产品要求：馏出液中的苯含量为97 %〔质量〕。
釜液中的苯含量不高于 2 %〔质量〕。
设备的年运行时间平均为300天。
二、设计条件：2。
2、操作压力：常压。
3、进料状况：泡点进料。
4、冷却水进口温度：25 ℃，出口温度自定。
5、塔板形式：浮阀塔板。
三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。
2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。
3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。
4、编写设计说明书一份。
5、绘制精馏塔的装配图一张〔一号图纸〕。
目录前言 (4)设计说明 (7)（一）设计方案确实定 (10)1.操作压力〔加压、常压、减压〕 (10)2.进料方式〔热状况〕 (10)3.加热方式〔直接或间接〕 (10) (11) (11) (11) (13)（二）精馏塔的工艺设计计算及结构设计 (14)1.原始液：苯——甲苯的混合物 (14) (14) (15) (20) (23) (24) (35) (39) (43)前言精馏的根本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用屡次局部汽化和屡次局部冷凝的原理来实现连续的高纯度别离。
在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的别离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。
其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,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别离时，始终能保证一定的传质推动力。
【课程设计】苯-甲苯连续精馏塔设计
【课程设计】苯－甲苯连续精馏塔设计设计任务书设计题目：苯－甲苯连续精馏塔设计件：操作压力：p=1.0atm(绝压)处理量3260吨/年进料含苯0.415（质量分数）塔顶产品含苯0.976（质量分数）塔釜残液中苯浓度不大于0.01（质量分数）塔顶全凝器：泡点回流塔釜为饱和蒸汽间接加热塔板采用浮阀设计要求：(1) 完成该精馏塔及辅助设备工艺设计计算。
(2) 绘制生产工艺流程图、精馏塔工艺条件图。
(3) 撰写设计说明书。
目录摘要 (1)绪论 (2)设计方案的选择 (3)1 设计流程 (3)2 设计思路 (3)第1章塔板的工艺设计 (5)1.1物料衡算 (5)1.2平衡线方程的确定 (5)1.3最小回流比的确定 (7)1.4求精馏塔的气液相负荷 (7)1.5操作线方程 (8)1.6用逐板法算理论板数 (8)1.7实际板数的求取 (9)1.8全塔效率 (10)第2章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (10)2.1物性数据的计算 (10)2.1.1进料温度的计算 (10)2.1.2 操作压强 (10)2.1.3平均摩尔质量的计算 (11)1.3.4平均密度计算 (11)2.1.4液体平均表面张力计算 (13)2.1.5液体平均粘度计算 (14)2.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (15)2.2.1塔径的计算 (15)2.2.2精馏塔有效高度的计算 (17)2.3溢流装置计算 (17)2.4浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (18)2.5塔板流体力学验算 (20)2.5.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降 (20)2.5.2 淹塔 (21)2.5.3计算雾沫夹带量 (22)2.6精馏段塔板负荷性能图 (23)2.6.1雾沫夹带上限线 (23)2.6.2液泛线 (24)2.6.3 液相负荷上限线 (25)2.6.4漏液线 (25)2.6.5液相负荷下限线 (26)2.7小结 (27)第3章热量衡算 (28)3.1相关介质的选择 (28)3.1.1加热介质的选择 (28)3.1.2冷凝剂 (28)3.2蒸发潜热衡算 (28)3.2.1 塔顶热量 (28)3.2.2 塔底热量 (29)3.3焓值衡算 (29)第4章辅助设备 (32)4.1冷凝器的选型 (32)4.1.1计算冷却水流量 (33)4.1.2冷凝器的计算与选型 (33)4.2接管 (34)4.3塔总体高度的设计 (35)4.3.1塔的顶部空间高度 (35)4.3.2塔的底部空间高度 (35)4.4人孔 (35)4.5裙座 (35)4.6塔立体高度 (35)致谢 (36)参考文献 (37)主要符号说明 (39)摘要化工生产常需进行二元液相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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。
苯与甲苯的精馏塔设计
苯与甲苯的精馏塔设计苯与甲苯是常见的有机化工原料，其精馏塔设计是化工工程中的重要环节之一首先，我们需要确定设计的目标和要求。
在苯与甲苯的精馏过程中，一般的设计目标是实现高纯度的苯和甲苯产品，并且在经济效益上达到最佳。
第二步，需要进行物性参数测定和实验数据收集。
包括苯和甲苯的蒸气压、沸点、密度等物性参数，以及其在不同温度下的相平衡数据等。
接下来，可以运用精馏塔设计的经典方法，如麦凯布-塔克方法或史密斯方法，进行精馏塔的初步设计。
在初步设计中，首先确定塔顶和塔底的操作压力，即以什么方式进行冷凝和加热。
其中，冷凝方式可以通过冷凝器来进行，而加热可以通过加热器来实现。
然后，可以根据塔底的更容易凝结的成分，例如甲苯，选择合适的塔底冷凝器类型。
常见的塔底冷凝器类型包括冷却盘、冷凝卷管和冷凝器。
接下来，进行塔板的设计。
塔板的设计包括确定板间距、塔板孔径、塔板的有效蒸汽速度等参数。
这些参数对于实现塔板上液相和气相的充分搅拌、易于负荷和操作都非常重要。
在塔板设计完成后，可以进行塔塞的设计。
塔塞的设计包括塔塞的形状、大小以及布置在塔板上的位置。
塔塞的作用是增加交换效果，提高分离效果。
在塔板和塔塞设计完成后，可以进行填料的设计。
填料的设计包括填料的材料选择、填料的形状和尺寸。
填料的作用是增加表面积，提高蒸馏效率。
最后，进行精馏塔的热力学计算和模拟。
可以通过现有的化工流程模拟软件，如Aspen Plus，对精馏塔进行热力学计算和性能预测。
这可以帮助我们更好地了解在不同操作条件下，塔的性能如何，以及它能否满足设计要求。
总结起来，苯与甲苯的精馏塔设计是一项复杂且精细的工程，需要综合考虑物性参数、操作要求和经济效益等因素。
通过前期的物性参数测定和实验数据收集，结合经典的精馏塔设计方法和现代化工流程模拟软件的应用，可以设计出高效、可靠的精馏塔。
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。
苯—甲苯--精馏分离板式塔设计
一设计题目：苯—甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）7000吨／年操作周期300天／年进料组成35%（质量分率，下同）塔顶产品组成99.8%塔底产品组成0.2%2、操作条件操作压力 4 kPa （表压）进料热状态泡点进料单板压降≯0.7 kPa回流比： R=2Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、设备型式筛板精馏塔4、厂址荆门地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。
2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。
五、设计时间：四周注意事项：1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表3、图、表分别按顺序编号4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书符号说明英文字母Aα－阀孔的鼓泡面积m 2Af－降液管面积 m2AT－塔截面积 m2b －操作线截距c －负荷系数（无因次）c－流量系数（无因次）D －塔顶流出液量 kmol/hD －塔径 md－阀孔直径 mET－全塔效率（无因次）E －液体收缩系数（无因次）ve－物沫夹带线 kg液/kg气F －进料流量 kmol/hF－阀孔动能因子 m/sg －重力加速度 m/s2HT－板间距 mH －塔高 mHd－清液高度 mhc－与平板压强相当的液柱高度 mhd－与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf－板上鼓泡高度 mhL－板上液层高度 mh－降液管底隙高度 mh－堰上液层高度 m02v－与板上压强相当的液层高度 mhphσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m h－溢液堰高度 m2vK －物性系数（无因次）－塔内下降液体的流量 m3/sLs－溢流堰长度 mLwM －分子量 kg/kmolN －塔板数－实际塔板数NpN－理论塔板数TP －操作压强 PaΔP－压强降 Paq －进料状态参数R －回流比－最小回流比Rminu －空塔气速 m/sw －釜残液流量 kmol/hw－边缘区宽度 mc－弓形降液管的宽度 mwd－脱气区宽度 mwsx －液相中易挥发组分的摩尔分率y －气相中易挥发组分的摩尔分率z －塔高 m希腊字母α－相对挥发度μ－粘度 Cpρ－密度 kg/m3σ－表面张力下标r －气相L －液相l －精馏段q －q线与平衡线交点min－最小max－最大A －易挥发组分B －难挥发组分化工原理课程设计----------筛板塔的设计第一章流程及生产条件的确定和说明第一节概述流程示意图冷凝器→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→氯苯精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。
苯_甲苯连续板式精馏塔的设计方案
苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案1.1精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
1.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
1.3冷凝器以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
1.4精馏设计方案的制定及说明1.5基础数据的搜集表1 苯和甲苯的物理性质L表8常压下苯——甲苯的气液平衡数据2.工艺计算2.1生产要求:原料液组成：苯34.5%（wt%）。
产品中：苯含量98.5% 残夜中：苯含量1% 2.2塔的物料衡算：料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数:011.013.92/9911.111.781987.013.925.111.785.9811.785.98383.013.925.6511.785.3411.785.34=+==+==+=w D f x x x平均摩尔质量:Mf=0.383⨯78.11+(1-0.383)⨯92.13=86.767kg/mol Md=0.987⨯78.11+(1-0.987)⨯92.13=78.29kg/mol Mw=0.011⨯78.11+(1-0.011) ⨯92.13=91.98kg/mol 物料衡算:总物料衡算 : D+W=F易挥发组分物料衡算 : D ×Xd+W ×Xw=F ×XfF=33.3*1038.03386.767=kmol/h D=14.497kmol/h W=23.536kmol/h设计成泡点进料后: min 0.6080.9871.680.3830.608F D F F y x R x y --===-- (查得Xf=0.383时Yf=0.608)2.3理论板层数NT 的求取min R =1.68由逐板计算法借助EXCEL 算出各个回流比下理论塔板数：相平衡方程为: 2.47 1.47nn ny x y =-图1 最优回流比的选择由图可得最优回流比R=1.6Rmin=2.688 由图得NT ＝17（包括再沸器）。
苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计--化工课程设计-50页精选文档
课程设计题目苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计学院化学化工学院专业化学工程与工艺班级学生学号指导教师二〇一六年十二月十六日化工原理课程设计任务书一、设计课题：苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计二、设计条件与工艺要求利用连续精馏装置，分离苯-甲苯二元混合液。
1、生产能力（以进料量计）：60000吨/年2、料液组成：x AF =0.353、产品要求：=AD x 0.98， =AW x 0.02（注：浓度均指易挥发组分的摩尔分率）4、原料入塔时所指定的温度60℃5、设计用原始条件（1）操作压力：塔顶压力（表压）4kPa 。
（2）原料温度：原料原始温度20℃，经过与塔釜高温液体间接换热之后达到入塔时所指定的温度 。
（3）进料方式：在最适宜的进料板上连续进料。
（4）回流热状态：泡点回流。
（5）塔板压降：≤0.7kPa 。
（6）塔釜间接蒸汽加热，所用的加热蒸汽压力为200kP a （绝对压），仅利用其冷凝热。
（7）塔顶设全凝器，利用冷却水间接换热，冷却水的进口温度、出口温度分别为t in =25℃，t out =43℃ 。
（8）年工作日：300天。
三、设计内容1、苯-甲苯二元混合液连续精馏工艺流程的设计2、筛板精馏塔的工艺设计3、精馏附属设备的选型设计计算（1）计算塔釜加热蒸汽消耗量和塔顶冷凝器冷却水消耗量。
（2）估算塔釜所需换热面积和塔顶冷凝器所需换热面积。
（3）估算原料管路的阻力损失并确定原料泵的选型参数。
四、设计成果要求按照所指定的模板书写课程设计的说明书，包括封面、设计任务书、设计说明、目录、设计正文、设计总结及致谢语、参考文献。
目录要求内容层次分明。
设计正文中详细地表达各项内容的设计计算过程，均要求以文字说明作过程引导，在相关的内容中穿插入连续精馏装置工艺流程图、t~x(y)图、x~y图（图中包括进料线、精馏段操作线、提馏段操作线、图解法确定理论塔板数的过程）、精馏段塔板的负荷性能图、提馏段塔板的负荷性能图、筛板塔设计工艺条件图。
化工原理课程设计_苯-甲苯精馏塔设计(最终版)
实用标准文档化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计聊城大学目录一序言 (3)二板式精馏塔设计任务书五 (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 (7)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 (16)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 (20)1.7 塔板负荷性能图 (23)四设计结果一览表 (29)五板式塔得结构与附属设备 (30)5.1附件的计算 (30)5.1.1接管 (30)5.1.2冷凝器 (32)5.1.3 再沸器 (32)5.2 板式塔结构 (33)六参考书目 (35)七设计心得体会 (35)八附录 (37)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。
苯甲苯精馏塔设计方案
(一) 设计方案的确定本设计任务为分离苯—甲苯混合物，对于二元混合物的分离。
应用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料。
将原料通过预热器加热至泡点后进入连续精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，部分回流，其余部分经产品冷却后送至储罐。
操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔内采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：A M =78.11 Kg/Kmol 甲苯的摩尔质量：B M =92.13 Kg/Kmol0.20/78.110.2880.20/78.110.80/92.130.998/78.110.9980.998/78.110.002/92.130.01/78.110.0120.01/78.110.99/92.13F D W X X X ==+==+==+ 2. 原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量：0.22878.11(10.228)92.1388.933/0.99878.11(10.998)92.1378.138/0.01278.11(10.012)92.1391.960/F D W M Kg Kmol M Kg Kmol M Kg Kmol=⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯= 3.物料衡算643621101026515/3302426515298.146/78.110.288/232.832/m Kg hF Kmol hF D WC H Kmol h W Kmol h⨯⨯==⨯===+⨯⨯⨯=总物料衡算： 的物料衡算：298.146=D 0.998+W 0.0012联立解得： D=65.314，（三）塔板数的确定1. 理论塔板数的求取苯和甲苯属理想物系，可采用M.T.图解法求T N（1）根据苯和甲苯的气液平衡数据作y-x 图，参图1和图2。
（2）求最小回流比min R 及操作回流比R 。
因泡点进料，q=1在图1中对角线上自点e(0.228，0.228)作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为0.421q y =，0.228q x =该点就是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。
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（强烈推荐）苯-甲苯精馏塔的设计毕业论文《化工原理》课程设计设计题目苯-甲苯精馏塔的设计学生指导教师讲师年级专业系部课程设计任务书一、课题名称苯——甲苯混合液筛板精馏塔设计二、课题条件（原始数据）1、设计方案的选定原料：苯、甲苯原料苯含量：质量分率= 45.5%原料处理量：质量流量=20.5th产品要求：苯的质量分率：x D =98%，x W=1%2、操作条件常压精馏，泡点进料，塔顶全凝，泡点回流，塔底间接加热。
3、设备型式：筛板塔三、设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算（物料衡算、塔板数、工艺条件及物性数据、气液负荷等）3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（3）塔高4、流体力学验算与操作负荷性能图5、辅助设备选型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、结果汇总表7、设计总结8、参考文献9、塔的设计条件图（A2）10、工艺流程图（A3）四、图纸要求1、带控制点的工艺流程图（2＃图纸）；2、精馏塔条件图（1＃图纸）。
摘要：本设计对苯—甲苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。
2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：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精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。
3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。
4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。
本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。
关键词：苯—甲苯；分离过程；精馏塔目录目录 (1)1 文献综述 (3)1.1概述 (3)1.2方案的确定及基础数据 (3)2 塔物料衡算 (5)2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (5)2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)2.3物料衡算 (6)3 塔板数的确定 (6)3.1理论板层数的求取 (6)3.2求精馏塔气液相负荷 (7)3.3操作线方程 (8)3.4逐板计算法求理论板层数 (8)3.5全塔效率估算 (8)3.6求实际板数 (9)4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)4.1操作压力计算 (9)4.3平均摩尔质量计算 (10)4.4平均密度计算 (11)4.5液体平均表面张力计算 (12)4.6液体平均粘度计算 (13)4.7气液负荷计算 (14)5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 (15)塔径的计算 (15)6 塔板主要工艺尺寸的计算 (16)6.1溢流装置计算 (16)6.2塔板布置 (18)6.3筛孔数n与开孔率： (19)7 筛板的流体力学验算 (19)7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（精馏段） (19)7.2气体通过筛板压强相当的液柱高度计算（提馏段） (21)8 塔板负荷性能图 (22)8.1精馏段： (22)8.2提馏段： (26)9 设备设计 (30)9.2再沸器 (31)10 各种管尺寸确定 (31)10.1进料管 (31)10.2出料管 (31)10.3塔顶蒸汽管 (32)10.4回流管 (32)10.5再沸返塔蒸汽管 (32)11 塔高 (32)12.设计体会 (33)13.参考文献 (34)分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔1．文献综述1.1概述在常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液，已知原料液的处理量为20.5th，组成为45.5%（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为98%（苯的质量分率）塔底釜的组成为1%。
苯_甲苯浮阀式精馏塔的设计说明
化工原理课程设计任务书一设计题目：苯-甲苯连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯，具体工艺参数如下：原料加料量 F=75kmol/h进料组成 xf=0.41馏出液组成965x=.0D釜液组成035x=.0W塔顶压力kPa101=.P325单板压降0.7kPa≤进料状态965q=.02 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点回流。
三主要设计容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高4、辅助设备选型与计算设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录任务书 (1)目录 (Ⅱ)摘要 (1)第 1 章绪论 (2)1.1 设计流程 (2)1.2 设计思路 (2)第 2 章精馏塔的工艺设计 (4)2.1 产品浓度的计算 (4)2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (5)2.3 物料衡算 (6)2.4 精馏段和提馏段操作线方程 (7)2.5 逐板法确定理论板数及进料位置（编程） (7)2.6 全塔效率、实际板数及实际加料位置 (7)第 3 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 (8)3.1 物性数据计算 (8)3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 (10)3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 (12)3.4 塔板流体力学校核 (15)3.5 塔板符合性能图 (17)第 4 章热量衡算 (21)4.1 热量衡算示意图 (21)4.2 热量衡算 (21)第 5 章塔附属设备的计算 (25)5.1 筒体与封头 (25)5.2 除沫器 (25)5.3 裙座 (25)5.4 塔总体高度的设计 (25)5.5 换热器（进料预热器或产品冷却器）的设计计算 (26)5.6 进料管的设计 (27)5.7 泵的选型 (27)5.8 贮罐的计算 (28)第 6 章结论 (29)6.1 结论 (29)6.2 主要数据结果总汇 (29)结束语 (29)参考文献 (31)附录1主要符号说明 (32)附录2 程序框图 (34)附录3 精馏塔工艺条件图 (35)附录4 生产工艺流程图 (36)教师评语................................................... 错误!未定义书签。
苯与甲苯混合物精馏塔设计方案
苯与甲苯混合物精馏塔设计方案一、概述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. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。
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。
本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯——甲苯的分离。
苯——甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。
因此用筛板塔。
筛板塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
二、设计方案的确定本设计任务为分苯—甲苯的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。
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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。
该物系属于易分离物系，故操作回流比取为2.7。
塔底采用直接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
三、精馏塔的物料衡算⒈ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为： 78.11/kg kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13/kg kmol 0.55/78.110.590.55/78.110.45/92.13F x ==+ 0.995D x =0.01W x =⒉ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 0.5978.11(10.59)92.1383.86/F M kg kmol =⨯+-⨯=0.99578.11(10.995)92.1378.18/D M kg kmol =⨯+-⨯=0.0178.11(10.01)92.1391.99/W M kg kmol =⨯+-⨯=⒊物料平衡原料处理量 600071.55/83.86F kmol h ==总物料衡算 71.55D W =+苯物料衡算 71.550.590.9950.01D W ⨯=+联立解得 42.13/D kmol h =29.42/W kmol h =四、塔板数的确定⒈ 理论板层数N T 的求取①因为苯—甲苯属于理想物系，可采用图解法求解理论板层数②操作回流比 1.8R =③求精馏塔的气、液相负荷1.842.1375.83/L RD kmol h ==⨯=(1) 2.842.13117.96/V R D kmol h =+=⨯=75.8371.55147.38/L L qF L F kmol h =+=+=+= 117.96/V V kmol h ==④求操作线方程精馏段操作线方程为75.8342.130.9950.6430.357117.96117.96D LDy x x x x V V =+=+⨯=+提馏段操作线方程为 147.3829.420.01 1.2490.0025117.96117.96W LWy x x x x V V ''''=-=-⨯=-⑤图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为总理论板层数 18.5T N =(包括再沸器)进料板位置 10F N =⒉ 理论板层数T N 的求取精馏段实际板层数 9/70%12.8613N ==≈精提馏段实际板层数 9.5/70%13.6714N ==≈提五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算⒈ 操作压力的计算操作为常压操作，所以 101.3P KPa =⒉ 操作温度的计算依据安托因方程苯 1206.35log 6.023220.24o A P t =-+甲苯 1343.94log 6.078219.58o B P t =-+又 o oA AB B P P x P x =+所以 塔顶温度 80.3D t =℃进料板温度 91.0F t =℃塔底温度 110.2W t =℃精馏段平均温度 80.391.085.652m t +==℃提馏段平均温度 91.110.2'100.62m t +==℃⒊ 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由10.995D x y ==查平衡曲线得 10.985x =0.99578.11(10.995)92.1378.18/VDm M kg kmol=⨯+-⨯= 0.98578.11(10.985)92.1378.32/LDm M kg kmol=⨯+-⨯= 进料板平均摩尔质量计算由0.742F y = 查平衡曲线得 0.535F x =0.74278.11(10.742)92.1381.73/VFm M kg kmol =⨯+-⨯=0.53578.11(10.535)92.1384.63/LFm M kg kmol=⨯+-⨯= 塔底平均摩尔质量计算由20.01W x y == 查平衡曲线得 20.004x =0.0178.11(10.01)92.1391.99/VWm M kg kmol =⨯+-⨯=0.00478.11(10.004)92.1392.07/LWm M kg kmol=⨯+-⨯= 精馏段平均摩尔质量 78.1881.7379.96/2Vm M kg kmol +== 78.3284.6381.48/2Lm M kg kmol +==提馏段平均摩尔质量81.7391.99'86.86/2Vm M kg kmol +== 84.6392.07'88.35/2Lm M kg kmol +==⒋ 平均密度的计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度3101.379.962.72/8.3145(85.65273.15)m VmVm m P M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段气相平均密度3'101.386.86' 2.83/'8.314(100.6273.15)m Vm Vm m PM kg m RT ρ⨯===⨯+⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 1i Lm ia ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算由80.3D t =℃，查手册得3814.7/A kg m ρ= 3809.7/B kg m ρ= 31814.67/(0.995/814.80.005/809.7)LDm kg m ρ==+进料板液相平均密度的计算由91.0F t =℃，查手册得3802.8/A kg m ρ= 3799.2/B kg m ρ=进料板液相的质量分率0.53578.110.4940.53578.110.46592.13A a ⨯==⨯+⨯31800.97/(0.494/802.80.506/799.2)LFm kg m ρ==+塔底液相平均密度的计算由110.2W t =℃，查手册得3780.1/A kg m ρ= 3780.1/B k g m ρ=塔底液相的质量分率0.00478.110.00340.00478.110.99692.13AW a ⨯==⨯+⨯31780.1/(0.0034/780.10.9966/780.1)LWm kg m ρ==+精馏段液相平均密度为 3814.67800.97807.82/2Lm kg m ρ+==提馏段液相平均密度为 3800.97780.1'790.54/2Lm kg m ρ+==⒌ 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面张力的计算由80.3D t =℃，查手册得21.23/A mN m σ= 21.66/B mN m σ=0.99521.230.00521.6621.23/LDm mN mσ=⨯+⨯= 进料板液相平均表面张力的计算由91.0F t =℃，查手册得19.94/A mN m σ= 20.53/B mN m σ=0.53519.940.46520.5320.21/LFm mN m σ=⨯+⨯=塔底液相平均表面张力的计算由110.2W t =℃，查手册得17.65/A mN m σ= 18.4/B mN m σ=0.0117.650.9918.418.39/LWm mN m σ=⨯+⨯=精馏段液相平均表面张力 21.2320.2120.72/2Lm mN m σ+==提馏段液相平均表面张力20.2118.39'19.30/2Lm mN m σ+==⒍ 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lg lg Lm i i x μμ=∑塔顶液相平均粘度的计算由80.3D t =℃，查手册得0.307A mPa s μ=⋅ 0.310B mPa s μ=⋅lg 0.995lg0.3070.005lg0.310LDm μ=⨯+⨯解出 0.307LDm mPa s μ=⋅进料板平均粘度的计算由91.0F t =℃，查手册得0.277A mPa s μ=⋅ 0.284B mPa s μ=⋅lg 0.494lg0.2770.506lg0.284LFm μ=⨯+⨯解出 0.280LFm mPa s μ=⋅由110.2W t =℃，查手册得0.232A mPa s μ=⋅ 0.252B mPa s μ=⋅lg 0.01lg0.2330.99lg0.252LWm μ=⨯+⨯解出 0.252L W m m P a s μ=⋅精馏段平均粘度0.3070.2800.2942Lm mPa s μ+==⋅提馏段平均粘度0.2800.252'0.2662Lm mPa s μ+==⋅六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算由上面可知精馏段 75.83/L kmol h =117.96/V kmol h =⒈ 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3117.9679.960.963/36003600 2.72Vms Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 375.8381.480.00212/36003600807.82Lm s Lm LM L m sρ⨯===⨯由max u =式中，负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/20.002123600807.82()()0.03790.9633600 2.72s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.40T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.34T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.072C =气体负荷因子 0.20.22020.72()0.072()0.07252020LC C σ==⨯=max 0.0725 1.250/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.2500.875/u u m s ==⨯=1.184D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 0.9630.852/1.13u m s == 提馏段的气、液相体积流率为3117.9686.86' 1.006/36003600 2.83Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 3147.3888.35'0.00458/36003600790.54Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由max u =式中，负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/2'0.004583600790.54()()0.0761' 1.0063600 2.83s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.45T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.39T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.081C =气体负荷因子 0.20.22019.30()0.081()0.08042020L C C σ==⨯=max 0.0804 1.34/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.340.938/u u m s ==⨯=1.17D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 1.0060.89/1.13u m s == ⒉ 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 (1)(131)0.4 4.8T Z N H m =-=-⨯=精精提馏段有效高度为 (1)(141)0.45 5.85T Z N H m =-=-⨯=提提在进料板上方开一个人孔，其高度为0.55m故精馏塔有效高度为0.5511.2Z Z Z m =++=精提七、塔板主要工艺尺寸的计算⒈ 溢流装置计算精馏段：因塔径 1.2D m =，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
苯-甲苯精馏塔顶冷凝器设计
目录一、苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————————————2（一）设计题目———————————————————————————2（二）操作条件———————————————————————————2（三）设计容———————————————————————————2二、苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）—————————— 3 （一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————4（二）全塔的物料衡算————————————————————————4（三）塔板数的确定—————————————————————————4（四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————6 （五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————7三、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————8四、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（标准系列）————————8 （一）确定流体流动空间———————————————————————9（二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据————————————9（三）计算热负荷——————————————————————————10（四）计算有效平均温度差——————————————————————11（五）选取经验传热系数K值—————————————————————12（六）估算换热面积—————————————————————————12 （七）初选换热器规格————————————————————————13 （八）核算总传热系数K0———————————————————————13（九）计算压强降——————————————————————————13化工原理课程设计任务书课程设计题目——苯-甲苯板式精馏塔冷凝器的设计一、设计题目生产能力（精馏塔进料量）：90000+x吨／年（其中x=208）。
苯—甲苯设计
化工原理课程设计目录化工原理课程设计任务书一、设计题目苯--甲苯填料精馏塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 150 吨/日操作周期 24 小时/日进料组成 20% （质量分率，下同）塔顶产品组成≥95%塔底产品组成≤0.5%2.操作条件操作压力 2.5kPa(表压)进料热状态饱和液体进料加热方式采取间接蒸汽加热3.填料的选择泡点进料4.厂址合肥三、设计内容1、选定连续精馏流程；2、塔的工艺计算；3、塔和塔板主要工艺尺寸的设计：塔高、塔径及塔板结构的主要参数；4、包括全凝器的型号的选用及性能参数；5、辅助设备的计算；6、设计结果一览表；7、工艺流程图及全凝器的工艺条件图。
一．概述 (1)二．精馏塔设计方案简介 (2)2.1操作压力的选择分析 (2)2.2进料热状况的选择分析 (2)2.3 加热方式的选择分析 (2)2.4 回流比的选择分析 (2)2.5 产品纯度或回收率 (2)2.6 方案的确定 (3)2.7 总述 (3)三．塔的工艺尺寸的计算 (3)3.1 精馏塔的物料衡算 (4)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (4)3.1.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3 物料衡算 (4)3.2 塔板数的确定 (4)N的求取 (4)3.2.1 理论板层数T3.2.2 实际板数的求取 (5)3.3 精馏塔的物性计算 (5)3.3.1精馏段物性计算 (5)3.3.1.1.操作压力计算 (5)3.3.1.2.操作温度计算 (6)3.3.1.3.平均摩尔质量计算 (6)3.3.1.4.平均密度计算 (6)3.3.1.5.液体平均表面张力计算 (7)3.3.2提馏段物性计算 (8)3.3.2.1 操作压力计算 (8)3.3.2.2 操作温度计算 (8)3.3.2.3 平均摩尔量计算 (8)3.3.2.4平均密度计算 (8)四精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (10)4.1 塔径的计算 (10)4.2 塔高的计算 (11)五.全凝器的设计 (12)5.1确定物性数据 (12)5.2换热器的初步选型 (12)5.3估算传热面积 (12)5.3.1热流量 (13)5.3.2.平均传热温差 (13)5.3.3.冷却水用量 (13)5.3.4.传热面积 (13)5.4工艺结构尺寸 (13)5.4.1．管径和管内流速 (13)5.4.2．管程数和传热管数 (13)5.4.3.平均传热温差 (14)5.4.4.传热管排列和分程方法 (14)5.4.5．壳体内径 (14)5.4.6．折流板 (14)5.4.7．接管 (14)5.5换热器核算 (15)5.5.1热流量核算 (15)5.5.1.1壳程表面传热系数 (15)5.5.1.2管内表面传热系数 (15)5.5.1.3污垢热阻和管壁热阻 (16)5.5.1.4 传热系数K (16)e5.5.1.4传热面积裕度 (16)5.5.2换热器内流体的流动阻力 (17)5.5.2.1管程流体阻力 (17)5.5.2.2壳程阻力 (17)六.换热器的结果汇总 (19)七.总结 (20)八.参考文献 (21)九.符号说明 (22)一．概述塔设备是化工石油化工生物化工制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
化工原理课程设计---苯-甲苯冷凝器工艺设计 (2).
课程设计（论文）题目名称苯-甲苯冷凝器工艺设计课程名称化工原理学生姓名学号1040902015系、专业生化系2010级化学工程与工艺指导教师胡建明2013年1 月4 日目录一、课程设计任务书 (3)二、概述 (5)三、设计依据 (8)四、工艺设计计算 (8)五、物料衡算 (8)2.1 精馏塔物料衡算 (8)2.2 冷凝器物料衡算 (9)六、热量衡算 (11)3.1 冷凝器热量衡算 (11)七、设备设计与选型 (14)八、设备设计 (14)1、流体流径选择 (14)2、冷凝器热负荷 (14)3、流体两端温度的确定 (14)4、总传热系数 (14)5、换热面积 (14)6、初选管程及单管长度 (14)7、筒体直径计算 (15)8、数据核算 (15)九、设备选型 (19)十、总结 (25)十一、参考文献 (26)十二、致谢 (27)十三、附工程图纸 (28)10级化学工程专业《化工原理》课程设计任务书设计课题：苯-甲苯精馏装置进料冷凝器设计一、设计条件1、年产苯：70000吨2、产品苯组成：C6H699.5% (质量分数，下同) 、C6H5-CH30.5%3、原料液为常温液体；原料组成：C6H670%,C6H5-CH330%4、分离要求：塔釜苯含量≤0.5%二、设计内容1、物料衡算（精馏塔、冷凝器）2、热量衡算（冷凝器）3、冷凝器热负荷计算4、冷凝器换热面积计算5、冷凝器结构、材质选择6、冷凝器结构尺寸、工艺尺寸的设计计算等7、冷凝器总传热系数的校核8、冷凝器装配图的绘制三、设计要求1、设计方案简介对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。
2、工艺设计选定工艺参数，对单个设备作出衡算示意图，进行物料衡算、热量衡算，以表格形式表达衡算结果，其中的数据（非给定数据）及计算公式（经验公式）必须交待来源（即何种参考书目，并在参考文献中列出）。
3、设备计算选择设备的结构形式，并说明理由。
进行设备的结构尺寸和工艺尺寸的设计计算。
化工原理课程设计 苯-甲苯浮阀精馏塔
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。
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目录一、苯-甲苯板式精馏塔的工艺设计任务书———————————————2 （一）设计题目———————————————————————————2 （二）操作条件———————————————————————————2 （三）设计内容———————————————————————————2 二、苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）—————————— 3 （一）设计方案的确定及工艺流程的说明————————————————4 （二）全塔的物料衡算————————————————————————4 （三）塔板数的确定—————————————————————————4 （四）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算——————————6 （五）精馏段的汽液负荷计算—————————————————————7三、苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）——————————————8四、苯立式管壳式冷凝器的设计—工艺计算书（标准系列）————————8 （一）确定流体流动空间———————————————————————9 （二）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据————————————9 （三）计算热负荷——————————————————————————10 （四）计算有效平均温度差——————————————————————11 （五）选取经验传热系数K值—————————————————————12 （六）估算换热面积—————————————————————————12 （七）初选换热器规格————————————————————————13 （八）核算总传热系数K0———————————————————————13 （九）计算压强降——————————————————————————13化工原理课程设计任务书课程设计题目——苯-甲苯板式精馏塔冷凝器的设计一、设计题目生产能力（精馏塔进料量）：90000+x吨／年（其中x=208）。
操作周期7200 小时／年进料组成苯含量25％（质量分率，下同）塔顶产品组成≥97％塔底产品组成≤1%进料热状态泡点进料两侧流体的压降：≯7 kPa工作地点：兰州二、操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.塔釜加热蒸汽压力506kPa；3.单板压降不大于0.7kPa；4.回流液和馏出液温度均为饱和温度；5.冷却水进出口温度分别为25℃和30℃；三、设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.冷凝器的热负荷；4.冷凝器的选型及核算；5.冷凝器结构详图的绘制；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
苯-甲苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
流程图如下二、全塔的物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11和92.14kg/kmol 。
282.014.92/7511.78/2511.78/25=+=F x974.014.92/311.78/9711.78/97=+=D x=x w 0118.014.92/9911.78/111.78/1=+（二）平均摩尔质量()kg/km ol18.8814.92282.01282.011.78=⨯-+⨯=F M()kg/km ol 47.7814.92974.01974.011.78=⨯-+⨯=D M97.9114.92)0118.01(0118.011.78=⨯-+⨯=Mwkmol kg /（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：操作周期7200 小时／年，有：kg/h 12529t/a 90208=='F ， 全塔物料衡算：W D F W D F '+'=''+'='01.097.025.0 ⇒kg/h9397kg/h 3132kg/h12529='='='W D F kmol/h 17.102/91.979397kmol/h 91.3947.78/3132kmol/h 08.14218.88/12529======W D F三、塔板数的确定（一）理论塔板数T N 的求取 (1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1℃，甲苯额沸点为110.63℃ 由饱和蒸汽压可得① 当温度为80.1℃时006.279.2201.80033.12110355.6lg =+-=A P591.1482.2191.808.134407954.6lg =+-=B P解得KPa P A 34.101= ，KPa P B 96.38=① 当温度为110.63℃时376.279.22063.110033.12110355.6lg =+-=A P006.2482.21963.1108.134407954.6lg =+-=B P解得KPa P A 95.237= ，KPa P B 34.101=则有600.296.3831.1011==α 348.234.10195.2372==α47.2348.2600.221=⨯==ααα(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q 线为一垂直线，故282.0==F q x x ，根据相平衡方程有492.0282.0)147.2(1282.047.2)1(1=⨯-+⨯=-+=q q q x x y αα最小回流比为3.2282.0492.0492.0974.0min =--=--=qq q D x y y x R考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.8倍，即：14.43.28.18.1=⨯==m R R(3)精馏塔的气、液相负荷h Kmol RD L /23.16591.3914.4=⨯==hKmol D R V /14.20591.39)14.41()1(=⨯+=+=h Kmol qF L L /31.30708.14223.165'=+=+=h Kmol V V /14.205'== (4)操作线方程精馏段操作线方程189.081.0114.4974.0114.414.4111+=+++=+++=+x x R x x R R y n D n n 提馏段操作线方程006.050.1'''1-=-=+m w m m x V Wx x V L y3.求理论塔板数 （1）逐板计算法理论板计算过程如下：气液平衡方程xxx a ax y 47.1147.2)1(1+=-+=变形有yyx 47.147.2-=由y 求的x,再将x 带入操作线方程，以此类推WF D x x y x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y x x y <=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==<=−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==−−→−==007.00176.00157.0038.0029.0068.0049.0113.0079.0174.0120.0252.0172.0339.0282.0230.0425.0291.0503.0388.0610.0520.0728.0666.0831.0792.0904.0883.0949.0938.0974.0151514141313121211111010998877665544332211相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡相平衡图解得15=T N 块（不含釜）。
其中，精馏段71=T N 块，提馏段82=T N 块，第8块为加料板位置。
（二）实际塔板数p N由t-x-y 图td=82.1 ℃ tw=110.5℃平均温度 tm=（td+tw ）/2=(82.1+110.5)/2=96.3 查手册，知tm 下的粘度为 μA =0.27μB=0.31由t-x-y 图得xa=0.365 xb=0.635 ya=0.581 yb=0.419μL =0.365×0.27+0.635×0.31=0.296a=(ya xb)/(yb xa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412 Et=T E =0.49（αL μ）245.0-=0.49×(2.412×0.296)245.0-=0.53精馏段实际板层数 N 精=7/0.53=13.2=14 N 提=8/0.53=15.1=16 总板数为30四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强m p取每层塔板压降为0.7kPa 计算。
塔顶：kPa 3.10543.101=+=D p 加料板：kPa 2.11077.03.105=⨯+=F p 平均压强()kPa 8.1072/2.1103.105=+=m p （二）平均温度m t塔顶温度 t D =82.1℃ 进料板温度 t F =97.2℃塔釜温度 t W =103.2℃精馏段平均温度 t m =(82.1+103.2)/2=89.65(℃) （三）平均分子量m M塔顶： 974.01==D x y ，938.01=x （查相平衡图）()kg/kmol 61.8114.92974.0111.78974.0,=⨯-+⨯=m VD M ()kg/kmol 98.7814.92938.0111.78938.0,=⨯-+⨯=m LD M加料板：425.0=F y ，230.0=F x （查相平衡图）()kg/kmol 18.8614.92425.0111.78425.0,=⨯-+⨯=m VF M ()kg/kmol 91.8814.92230.0111.78230.0,=⨯-+⨯=m LD M精馏段：()kg/kmol 9.832/18.8661.81,=+=m V M()kg/kmol 95.832/91.8898.78,=+=m L M（四）平均密度m ρa. 精馏段平均密度的计算Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得ρVm =P m M vw /RT m =(107.8×83.9)/[8.314×(273.15+89.65)]=3.00kg/m 3 Ⅱ 液相 查不同温度下的密度，可得t D =82.1.℃时 ρA ＝812.7kg/m 3 B =807.9kg/m 3t F =97.2℃时 ρA ＝793.0kg/m 3 ρB =788.54kg/m 3ρLDm =1/(0.97/812.7+0.03/807.9)=812.5kg/m 3进料板液相的质量分率αA =(0.282×78.11)/(0.282×78.11+0.718×92.14)=0.25ρLFm =1/(0.25/793.0+0.75/788.54)=789.7kg/m 3精馏段液相平均密度为 ρLm =(812.5+789.7)/2=801.1kg/m 32.汽相平均密度m V ρ,()3,,kg/m 0.390273314.89.83108=+⨯⨯==mm V m m V RT M p ρ⑸ 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即lg μLm =∑xilg μia ．塔顶液相平均粘度的计算 由t D =82.1℃查手册得 μA =0.302mPa.s μB =0.306mPa.s lg μLDm =0.974lg(0.302)+0.026lg(0.306)解得μLDm =0.302mPa.s b ．进料板平均粘度的计算 由t F =97.2℃查手册得 μA =0.261mPa.s μB =0.3030mPa.s lg μLFm =0.282lg(0.2610)+0.718lg(0.3030) 解得μLFm =0.291mPa.s 精馏段平均粘度μLm =(0.302+0.291)/2=0.297mPa.s ⑹ 液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即σLm =∑xi σia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =82.1℃查手册得σA =21.24mN/m σB =21.42mN/mσLDm =0.974×21.24+0.026×21.42=21.25mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =97.2℃查手册得σA =19.10mN/m σB =19.56N/mσLFM =0.282×19.10+0.718×19.56=19.43 mN/m精馏段液相平均表面张力σLm =(21.25+19.43)/2=20.34 mN/m五、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率h Kmol D R V /14.20591.39)14.41()1(=⨯+=+= 汽相体积流量/s m 59.1336009.8314.20536003,,=⨯⨯==mV m V s VM V ρ汽相体积流量/h m 5724/s m 59.133==h V液相回流摩尔流率h Kmol RD L /23.16591.3914.4=⨯== 液相体积流量/s m 00481.01.801360095.8323.16536003,,=⨯⨯==mL m L s LM L ρ液相体积流量/h m 32.17/s m 00481.033==h L冷凝器的热负荷()()kW 13863600/31047.7814.205=⨯==Vr Q苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）一、设计任务1.处理能力：90208t/a ；2.设备形式：立式列管式冷凝器。