精馏段、提馏段负荷性能图数据
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。
_精馏塔_(超详细版)
指导教师：
时间
1设计任务 1.1 任
设计题目
务
乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现 场）
1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。因沿程热损 失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/ 日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％(质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器， 泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) 。 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口 接管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷 性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的 评价。
由=3.544/=8.644
查化工原理下图10-48得：E=1.025 =2.84××1.025(3.544/0.7)2/3=0.00859m =0.06-0.00859=0.0514m 取0.06是符合的。 ∴hL=hW+hOW=0.06+0.00859=0.0686m 修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由/D=0.7查化工原理下图10-40得:
② 通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成 解得 X进料板=0.0639 Y进料板=0.355 ③计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度
计算公式为：
Y顶=0.8292
X顶=0.8094
塔顶：α顶=1.123 塔底：α底=8.957 加料板：α加料板=8.063 ④计算乙醇－水的平均相对挥发度： 乙醇－水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本
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
精馏塔设计说明书(最全)
引言塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。
本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。
设计方案的确定和流程说明1.塔板类型精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。
本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。
故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段和提馏段塔径基本相等，制造方便。
故本设计采用泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式苯和甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。
塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。
直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。
故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
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。
年产10万吨环己酮生产工艺的设计-毕业论文
---文档均为word文档，下载后可直接编辑使用亦可打印---摘要环己酮是一种重要的化工原料和工业溶剂，广泛应用于涂料、纤维、农药、印刷、橡胶和有机溶剂等领域。
本设计综述了环己酮国内外的研究进展、市场情况及其下游产业的发展现状。
对环己酮的工艺方法进行了各方面的比较，最终选取了环己烯水合法生产工艺。
本设计采用环己烯为原料，将工艺分为三个工段，第一个工段是环己烯水合法制环己醇和环己醇的精制；第二个工段是环己醇脱氢法制环己酮以及环己酮产品的提纯；第三个是回收工段，由于环己烯的单程转化率较低，因此需要对环己烯溶液进行回收来循环利用。
其中，环己烯水合工艺使用改性的HZSM -5分子筛催化剂，而环己醇脱氢工艺使用铜-硅催化剂。
设计过程中进行了主要工段的物料衡算和热量衡算，对环己酮精馏塔进行了一系列的工艺计算，并选取了适合的附属设备，叙述了厂址概况和原料来源、厂区布置以及环境保护等内容。
最终绘制了该工艺的PFD图、PID图、车间主要设备布置图和主要设备结构图，初步确定了工艺。
关键词：环己烯水合法；环己醇脱氢；环己酮；精馏；工艺计算Cyclohexanone production process design with annual output of100,000 tonsAbstractCyclohexanone is an important chemical raw material and industrial solvent, widely used in coatings, fibers, pesticides, printing, rubber and organic solvents. This design summarizes the research progress, market situation and development status of downstream industries of cyclohexanone at home and abroad. The technical methods of cyclohexanone were compared in various aspects, and finally the cyclohexanone hydrated production process was selected.This design uses cyclohexene as the raw material and divides the process into three stages. The first stage is the refining of cyclohexanol and cyclohexanol by the cyclohexene hydration; the second stage is the cyclohexanone produced by the cyclohexanol dehydrogenation method. And the purification of cyclohexanone products; the third is the recovery section, because the cyclohexene conversion rate is low in one pass, the cyclohexene solution needs to be recovered for recycling. Among them, the cyclohexene hydration process uses a modified HZSM-5 molecular sieve catalyst, and the cyclohexanol dehydrogenation process uses a copper-silicon catalyst.In the design process, the material balance and heat balance of the main section were carried out, a series of process calculations were carried out on the cyclohexanone rectification tower, and suitable auxiliary equipment was selected. Environmental protection and other content. Finally, the PFD diagram, PID diagram, main equipment layout and main equipment structure diagram of the process were drawn, and the process was preliminarily determined.Keywords: Cyclohexene hydration; Cyclohexanol dehydrogenation; Cyclohexanone; Distillation; Process calculation目录1前言 (1)1.1环己酮的研究进展和意义 (1)1.1.1环己酮的性质与用途 (1)1.1.2国内外研究进展 (1)1.1.3研究意义 (1)1.2市场分析 (2)1.2.1国外市场 (2)1.2.2国内市场 (2)1.3下游产业的发展现状 (5)2工艺选择 (6)2.1工艺方法的介绍 (6)2.1.1苯酚加氢法 (6)2.1.2环己烷液相氧化法 (6)2.1.3环己烯水合法 (7)2.2工艺方法的比较与确定 (7)2.2.1环己酮的质量比较 (7)2.2.2原料消耗比较 (8)2.2.3工艺安全性比较 (8)2.2.4环保情况比较 (9)2.2.5工艺方法的确定 (9)2.2.6催化剂的选用 (9)2.3工艺流程 (10)2.3.1环己烯水合法制环己醇工段 (10)2.3.2环己醇催化脱氢制环己酮工段 (11)2.3.3环己烯溶液回收工段 (11)3物料衡算 (12)3.1生产条件 (12)3.2物料物性参数 (12)3.3环己烯水合反应器物料衡算 (12)3.4环己醇精馏塔物料衡算 (14)3.5环己醇脱氢反应器物料衡算 (15)3.6轻塔物料衡算 (17)3.7环己酮精馏塔物料衡算 (18)3.8比例因子 (19)4热量衡算 (20)4.1环己酮精馏塔 (20)4.1.1操作压力 (20)4.1.2操作温度 (20)4.1.3饱和蒸气压 (22)4.1.4平均摩尔质量 (22)4.1.5平均密度 (23)4.1.6平均表面张力 (25)4.1.7平均粘度 (26)4.1.8比热容 (27)4.1.9气化潜热 (28)4.1.10热量衡算 (28)4.2环己烯水合反应器热量衡算 (29)4.2.1原料进入热量 (29)4.2.2产物流出热量 (29)4.3环己醇脱氢反应器热量衡算 (30)4.3.1原料进入热量 (30)4.3.2产物流出热量 (30)5环己酮精馏塔工艺设计 (32)5.1环己酮精馏塔的塔径 (32)5.1.1相对挥发度 (32)5.1.2最小回流比 (32)5.1.3平衡级数和进料位置的确定 (32)5.1.4实际塔板数和进料板位置 (35)5.1.5全塔气液相负荷 (35)5.1.6塔径的计算 (36)5.2溢流装置 (37)5.2.1堰长 (37)5.2.2弓形降液管的宽度及横截面积 (38)5.2.3降液管底隙高度 (38)5.3塔板布置 (39)5.3.1塔板类型 (39)5.3.2塔板的布置 (39)5.3.3筛孔数n与开孔率φ (39)5.4流体力学验算 (40)5.4.1塔板压降 (40)5.4.2雾沫夹带量ev的验算 (42)5.4.3漏液的验算 (43)5.4.4液泛的验算 (43)5.5塔板负荷性能图 (44)5.5.1液沫夹带线 (44)5.5.2液泛线 (45)5.5.3液相负荷上限线 (46)5.5.4漏液线 (46)5.5.5液相负荷下限线 (47)5.5.6负荷性能图 (47)5.5.7操作弹性 (48)5.6塔体总高度 (48)5.6.1塔顶封头 (48)5.6.2塔顶空间 (49)5.6.3塔底空间 (49)5.6.4人孔布置 (49)5.6.5进料板处板间距 (49)5.6.6裙座 (49)6附属设备的选取 (51)6.1塔的接管 (51)6.1.1进料管 (51)6.1.2回流管 (51)6.1.3塔底出料管 (51)6.1.4塔顶蒸汽出料管 (52)6.1.5塔底蒸汽进气管 (52)6.2进料泵的选取 (52)6.2.1流体阻力损失 (53)6.2.2泵的扬程 (53)6.3冷凝器的选取 (54)6.3.1热负荷及冷凝水的用量 (54)6.3.2平均温差及换热面积 (54)6.3.3冷凝器的选取 (54)6.4再沸器的选取 (55)6.4.1热负荷 (55)6.4.2平均温差及换热面积 (55)6.4.3再沸器的选取 (55)7厂址概况和原料来源 (56)7.1厂址概况 (56)7.2公共工程 (56)7.3交通运输 (56)7.4气候条件 (56)7.5原料来源 (57)8车间布置 (58)8.1车间布置依据 (58)8.2生产工艺对设备布置的要求 (58)8.3车间的布置 (59)9自动控制方案 (60)9.1泵的控制方案 (60)9.2压缩机的控制方案 (60)9.3换热器的控制方案 (61)9.4塔设备的控制方案 (62)9.4.1压力控制 (62)9.4.2液位控制 (62)9.4.3温度控制 (63)9.5储罐的控制方案 (63)9.5.1回流罐的控制 (63)9.6反应器的控制方案 (64)9.6.1反应压力的控制 (64)9.6.2反应温度控制 (64)10环境保护 (65)10.1废水处理 (65)10.2废气处理 (65)10.3废固处理 (65)10.4噪声处理 (65)参考文献 (66)谢辞 (67)附录 (68)1前言1.1环己酮的研究进展和意义1.1.1环己酮的性质与用途环己酮是一种无色透明液体，泥土味。
《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。
分离甲醇、水混合物的板式精馏塔设计
课程设计设计题目分离甲醇、水混合物的板式精馏塔设计学生姓名徐然学号20103281专业班级化学工程与工艺10-2班指导教师姚运金杨则恒2013年7月26日合肥工业大学课程设计任务书目录摘要: (1)关键词: (1)1 引言 (3)2 正文 (6)2.1 物性参数 (6)2.2 最小回流比min R 和操作回流比R (8)2.2.1 物料衡算 (8)2.2.2相对挥发度的确定 (9)2.2.3 Rmin 和R 的确定 (9)2.3 塔板数和塔效率的计算 (11)2.3.1精馏段和提馏段气液流量的确定 (11)2.3.2精馏段及提馏段操作线方程的确定 (11)2.3.3理论板数及全塔效率的确定 (12)2.3.4实际塔板数 N (15)2.4结构设计 (15)2.4.1 塔的工艺条件及物性数据计算 (15)2.4.1.1操作压强m p (15)2.4.1.2温度m t (16)2.4.1.3平均摩尔质量m M (16)2.4.1.4 平均密度m ρ (17)2.4.1.5 液体表面张力m σ (18)2.4.1.6 液体粘度Lm μ (18)2.4.1.7 气液负荷计算 (19)2.4.2 塔和塔板主要工艺尺寸计算 (19)2.4.2.1 塔径 (19)2.4.2.2 溢流装置 (21)2.4.2.3塔板布置 (24)2.4.2.4筛板孔数n 与开孔率ϕ (24)2.4.2.5塔的有效高度Z (25)2.4.2.6 塔实际高度的计算 (25)2.4.3 筛板的流体力学验算 (25)2.4.3.1气体通过筛板压降 (25)2.4.3.2雾沫夹带量e的验算 (27)V2.4.3.3漏液验算 (27)2.4.3.4 泛液验算 (27)2.4.4 塔板负荷性能图 (28)2.4.4.1精馏段 (28)2.4.4.2提馏段 (31)2.4.5 附属设备设计及接管尺寸 (33)2.4.5.1冷凝器的选择 (33)2.4.5.2再沸器的选择 (34)2.4.5.3换热器的选择 (35)2.4.5.4 离心泵的选择 (40)2.4.5.6接管尺寸 (41)2.4.5.7法兰、封头、裙座等 (43)2.5强度设计 (45)2.5.1 质量载荷计算 (45)2.5.2 风载荷 (46)2.5.3 风弯矩 (47)2.5.4 地震载荷的计算 (47)2.5.4.1塔的自震周期 (47)2.5.4.2 地震载荷计算 (48)2.5.5 塔体稳定性校核 (48)2.5.6 裙座的强度及稳定性校核 (49)2.5.6.1 裙座底部0-0截面的强度计稳定性校核 (50)2.5.6.2焊缝强度 (50)2.5.7裙座基础环的设计 (50)2.5.8地脚螺栓的计算 (51)2.6 设计小结 (52)3 课程设计心得 (54)[ 参考文献 ] (55)摘要:现要求设计一筛板式精馏塔，年产量9.5万吨的甲醇-水的分离系统，其中料液的甲醇质量分数70%，设计要求馏出液中甲醇的质量分数不少于99.9%，残液中甲醇质量分数小于0.5%。
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 (7)3.1物料衡算 (7)3.2 热量衡算 (8)4 工艺设备设计 (9)4.1 筛板精馏塔设计 (9)4.1.1馏出液和釜残液的流量和组成 (9)4.1.2理论塔板数及理论最佳进料位置 (9)4.1.3实际塔板数的设计计算 (11)4.1.4精馏段设计 (12)4.1.5提馏段设计 (19)4.1.6塔高的设计计算 (28)4.1.7灵敏板的确定 (28)4.2 列管式换热器设计 (29)4.2.1换热器热量衡算 (29)4.2.2壳程内径设计 (30)4.2.3换热器总传热系数的校核 (30)4.2.4实际传热面积 (32)4.2.5换热器简图 (32)4.3 离心泵选型 (33)4.3.1平均黏度计算 (33)4.3.2管径计算 (33)4.3.3管路压头损失计算 (33)4.3.4扬程计算 (34)4.3.5最大允许安装高度计算 (34)4.4 填料塔设备设计 (35)4.4.1精馏段设计 (35)4.4.2精馏段塔径流体力学验算 (36)4.4.3提馏段设计 (37)4.4.4提馏段塔径流体力学验算 (37)4.4.5填料层高度的计算 (38)4.5 主要设备明细 (38)5 创新点 (39)设计总结 (39)参考文献 (40)筛板精馏实验操作步骤 (41)附录：物性图表 (42)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。
化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计(浮阀塔)
5.3.2液泛......................................................................................................... 36
4.3.3平均压力的计算..................................................................................... 17
1
化工传质与分离过程课程设计
乙醇——水精馏塔设计
4.3.4气液两相平均密度的计算..................................................................... 18
4.2.5进料温度的计算..................................................................................... 16
4.3平均参数的计算................................................................................................ 17
5.2塔板及浮阀设计................................................................................................ 31
5.2.1塔板的结构尺寸..................................................................................... 31
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。
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。
精馏段提馏段数据汇总
相对挥发度
表5浮阀塔塔设计数据汇总
项目
精馏段
提馏段
塔的有效高度m
实际塔板数
塔径m
板间距m
溢流形式
单溢流
单溢流
降液管形式
弓形
弓形
堰长m
降液管底隙高度m
浮阀孔径m
浮阀数目
开孔率%
气相负荷上限m3/s
气相负荷下限m3/s
操作弹性
表5精馏段提馏段数据汇总
项目
精馏段
提馏段
平均温度℃
液相平均组成x
气相平均组成y
液相平均摩尔质量kg/kmol
气相平均摩尔质量kg/kmol
液相平均密度kg/m3
气相平均密度kg/m3
平均粘度mPΒιβλιοθήκη ·s平均表面张力mN/m液相平均摩尔流量kmol/h
气相平均摩尔流量kmol/h
液相平均体积流量m3/s
提馏段
提馏段（一）操作压强的计算1．由前知p F= 120.73kpa，p w=(120.73+16x0.67)=131.45kpa，提馏段的平均压强为；p m=(131.45+120.73)/2=126.1 kpa2.操作温度：由手册知t F=83.9°C, t W=99.8°C, t m = （83.9+99.8）/2=91.9°C3．平均分子量为：y w=0.0014, x W =0.00012,M V W提=0.00114 x46.07+(1-0.00114)x18.02=18.03 kg/kmolM L W提=0.00012x46.07+(1-0.00012)x18.02=18.00 kg/kmol提馏段的平均分子量为；M V m提=(18.03+31.65)/2=24.83 kg/kmolM L m提=(18.00+22)/2=20.1 kg/kmol4. 平均密度为：（1）由式1/ρLm =αA/ρLA +αB/ρLB （α为质量分数）得，t W=99.8°C, ρLA = 716.2 kg/m3，ρLB = 959.0 kg/m3αA= (0.00012x46.07)/[0.00012x46.07+(1-0.00012)x18.02]=0.0.00031由式知 1/ρLm = 0.00031/716.2+（1-0.00031）/959.0ρLm =958.9 kg/m3提馏段的平均密度为:ρLm提=（886.7+958.9）/2=922.8 kg/m32.气相密度ρmV提=PM Vm精/RT= （126.1x24.83）/8.314x(91.85+273.1)=1.03kg/m33. 液体的表面张力σmσm =∑x iσiσm釜= 0.00012 x0.01521+（1-0.00012）x0.05882=0.05881 N /m则提馏段的平均表面张力为：σm（提）=（0.0.05567+0.05881）/2= 0.05724N /m4，液体黏度μLmμLm =∑x iμiμL顶=0.00012x0.34+(1-0.00012)x0.2839=0.2839 mpa·s则提馏段的平均液相黏度为：μLm提= （0.3513+0.2839）/2=0.3176 mpa·s（二）提馏段气液负荷计算1．V=（R+1）D=（2.76+1）x36.4048=137 kmol/hV S=V M Vm精/3600ρmV精=(137x24.83)/(3600x1.03)=0.917 m3/hL=F+L=100.57+158.6=259.17 kmol/hL S=L M Lm精/3600ρL m精 =(259.17x20.1)/(3600x922.8)=0.00157 m3/hL h =5.65 m3/h2．塔径D塔径初选；H T=0.35 m, 取板上液层高度为h L=0.06m,，则H T -h L =0.35-0.06=0.29m（L S/V S）（ρL/ρV）½=(0.00157/0.917）x(958.9/1.03)½ =0.0522查图10-42得，C20=0.068C= C20（σ/20）0.2= 0.068x(57.24/20) 0.2=0.084u max =C[(ρL -ρV )/ρV ] 0.5=0.084x[(922.8 -1.03)/1.03] 0.5 =2.51m/s取安全系数为0.75，有u f=0.75 u max=0.75x0.2.51=1.88m/s故D=（4 V S/πu）0.5=(4x0.917/3.14x1.88) 0.5=0.79m/s按标准，取与精馏段一样为0.9m，3．采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰，各项计算如下：1．溢流堰长l w取堰长为0.65D，即l w=0.6 5x0.9=0.585m2.出口堰高h wh w= h L -h ow初选l w /D=0.585/0.9=0.6L h /( l w 2..5)=5.65/0.5852..5=21.58m查《化工原理》下，P184，图10-48，得E= 1.023所以有h ow=2.84x10-3E(L h / l w)⅔即h ow=2.84x10-3 x1.023x(5.65/0.585)⅔=0.0132mh w=0.06 -0.0132=0.0468m3.降液管的宽度W d与降液管面积A f由l w /D=0.65 ，查图得W d /D=0.14 ， A f /A T =0.065 ,W d =0.11D=0.14x0.9=0.126, A f =0.065x(π/4)D2 =0.065x0.785x(0.9)2=0.0.0413m2计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即τ=A f H T / L S =0.0413x0.3/0.00157=7.89 > 5s (符合条件)降液管底隙高度h o，约取h o=0.04m4．塔颁布置（1）取边缘宽度为W C=0.040m，安定区宽度W S=0.05m，（2）计算开孔区面积，x=D/2 - ( W C +W S)=0.9/2–(0.126+0.05)=0.274R= D/2 - W C =0.9/2–0.04=0.0.410m鼓泡区面积 A a =2[x(R2-X2)½+(πR2/180)sin-1 (x/R)]=2x[0.274x(0.412-0.2742)½+(3.14x0.412/180)sin-1(0.274/0.41)=0.413m2 5.筛板数n与开孔率Ф初取 t/d0=2.7, d0 =5mm, 呈正角形排列，所以， t=2.7x5=13.5mm塔板上的筛孔数n为n=(1158x103/t2 )A a =(1158x103/152)x0.413=2126孔计算塔板上开孔区的开孔率Ф，即Ф=（ A0/ A a ）%= 0.907/( t/d0)2%=0.907/2.72 %=12.4%（在5%-15%范围内）每层塔板上的开孔面积A0为A0=ФA a =12.4 % x0.413=0.0512 m2气体通过筛孔的气数 u o =V S/A0 =0.917/0.0512=17.91m/s6，塔有效高度Z（精馏段）Z=（16-1）x0.3=4.5m(三)，筛板的流体力学验算一，气体通过筛板压降相当的的液柱高度h ph p = h c +h L +h a1．干板压降相当的液柱高度h c孔径和板厚之比 d0/σ=0.6，查《化工原理》下册，P182，图10-45，得，C0=0.77 所以，式 h c =0.051(u0/ C0)2 (ρV/ρL)=0.051x(117.11/0.77) 2(1.03/922.8)=0.0308m2．气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h lu a =V S /(A T-A f)= 0.917/(0.636-0.0413)=1.54m/sF a= u aρV½=1.54x1.03½=1.56查图10-45得，板上的液层充气系数为：ß=0.59所以， h l= ß h L = ß (h w+ h ow)=0.59x0.06=0.0354m3.克服液体表面张力压将相当的液柱高度h ph a= 46/（9810ρL d0）=4x0.05724/（922.8x9.81x0.005）=0.00506h p=0.0308+0.0354+0.00506=0.0713m单板压降ΔP=h pρL g=0.0713x922.8x9.81=645pa <0.7kpa(设计允许值) 5．液沫夹带量e V的验算由式 e V=(0.0057/σ)[u a/(H T - h f)]3.2=（0.0057/0.05724)[1.54/(0.35-2.5x0.06)] 3.2=0.068kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在设计负荷下不会发生液沫夹带。