目录
第一章绪论 (1)
第二章塔板的工艺设计 (2)
2.1精馏塔全塔物料衡算 (2)
2.2常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (2)
表1 (2)
2.4混合物的粘度 (7)
2.5.相对挥发度 (8)
2.6.气液相体积流量计算 (8)
2.7理论塔板的计算 (9)
2.8塔径的初步计算 (11)
2.9溢流装置 (12)
2.9.1 堰长 (12)
2.9.2 弓形降液管宽度和横截面积 (13)
2.9.3 降液管底隙高度 (13)
2.10塔板布置及浮阀数目与排列 (13)
2.10.1 塔板分布 (13)
2.10.2 浮阀数目与排列 (13)
第三章塔板的流体力学计算 (16)
3.1气相通过浮阀塔板的压降 (16)
3.2淹塔 (17)
3.3雾沫夹带 (17)
3.4塔板负荷性能图 (18)
第四章塔附件设计 (24)
4.1接管 (24)
4.2简体与封头 (25)
4.3除沫器 (25)
4.4裙座 (26)
4.5吊柱 (26)
4.6人孔 (26)
第五章塔总体高度的设计 (28)
第六章塔附属设备设计 (29)
6.1确定冷凝器的热负荷 (29)
6.2冷凝器的选择 (29)
参考文献 (30)
结束语........................................... 错误！未定义书签。
（一）设计题目
乙醇-水连续精馏塔的设计
（二）设计任务及操作条件
1) 进精馏塔的料液含乙醇50%，其余为水（质量分数，下同），其余为水；
2) 产品的乙醇含量不得低于92%；
3) 残液中乙醇含量不得高于0.01%；
4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：5000吨/年；
5) 操作条件
a) 塔顶压力：1.03atm(绝对压强) b) 进料热状态：泡点进料 c) 回流比： R=5 d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降： 75mm液柱
（三）板类型
浮阀塔
（四）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) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总
10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。
2、设计图纸要求
绘制生产工艺流程图（选作）；
注:常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105页)
第一章绪论
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。
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。本设计的题目是乙醇-水连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的乙醇和不易挥发的水，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
设计方案简介
本次课程设计的任务是设计分离乙醇-水的精馏塔，塔型选为浮阀塔，因为筛板塔与浮阀塔相比，浮阀塔有降液槽和溢流堰，气体顶开浮阀上升与塔盘上液体接触，传质在塔盘上进行，液体通过降液槽下降，其操作弹性较大。
本设计任务为分离乙醇-水混合物，进料为饱和液体进料，操作压力是一个大气压。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
第二章 塔板的工艺设计
2.1 精馏塔全塔物料衡算
F ：原料液流量(kmol/h) x F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量(kmol/h) x D ：塔顶组成 W ：塔底残液流量(kmol/h) x W ：塔底组成 原料乙醇组成：x F =
0.50/46.07
0.50/46.07+0.50/18.02
=0.281=28.1%
塔顶组成：x D =0.92/46.07
0.92/46.07+0.08/18.02
=0.818=81.8%
塔底组成：x W =
0.0001/46.07
0.0001/46.07+0.9999/18.02
=3.91×10-5
进料平均分子量:?M=46.07×0.281+18.02×0.719=25.90kg/mol
进料量：F= 90
.2572001056
??=26.813kmol/h
物料衡算式为：F=D+W Fx F =Dx D +Wx W 联立代入求解:D= 9.21kmol/h W=17.603kmol/h
2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系
温度计算
利用表中数据由插值法可求得t F 、t D 、t W .
进料温度:
73.3208.265
.813.82--=08.261.283.82--F t 得t F =82.06℃
塔顶温度：43.8972.7415.7841.78-- = 72
.748.8141
.78--D t 得t D =78.28℃
塔底温度：100-95.50-1.90 = 000391.0100
--W t 得t W =99.99℃
精馏段平均温度:?t 1 =
t F +t D 2 = 2
28
.7806.82+=80.17℃ 提馏段平均温度: ?t 2 = t F +t W 2 = 299
.9906.82+=91.025℃
密度计算
已知：混合液密度 1ρA = a A ρA + a B
ρB （a 为质量分数）
混合气密度:ρV =
T 0P ?M
22.4TP 0
(?M 为平均分子量）
进料温度：t F =82.06℃ 气相组成y F ：
26.5980.555.813.82-- = F
y 10080.5506
.823.82--得y F =56.84%
塔顶温度：t D =78.28℃ 气相组成y D :
78.41-78.1578.15-89.43 = 78.28-78.15
100y D -89.43
得y D =83.79%
塔底温度：t W =99.99℃ 气相组成y W :100-95.50-17.00 = 100-99.990-100y W
得y W =0.0378%
精馏段
平均液相组成x 1:x 1=
x D +x F 2 = 0.818+0.281
2
=0.5495=54.95%
平均气相组成y 1:y 1=
y D +y F 2 =2
5684
.08379.0+=0.7032=70.32% 液相平均分子量?M L1：
?M L1=46.07×0.5495+18.02×(1-0.5495)=33.43kg/kmol 气相平均分子量M V1:
M V1=46.07×0.7032+18.02×(1-0.7032)=37.74kg/kmol 提馏段
平均液相组成x 2：
x 2=(x W +x F )/2=(0.00003912+0.281)/2=0.1405=14.05% 平均气相组成y 2：
y 2=(y W +y F )/2=(0.000378+0.5684)/2=0.2844=28.44% 液相平均分子量M L2：
?M L2=46.07×0.1405+18.02×(1-0.1405)=21.96kg/kmol 气相平均分子量M V2：
?M V2=46.07×0.2844+18.02×(1-0.2844)=25.60kg/kmol 由不同温度下乙醇和水的密度
表2
求得在进料温度t F 和塔顶温度t D 下乙醇(ρ1)和水(ρ2)的密度 ?t 1=80.17℃
7357308085--=735
8017.801--ρ，ρ1=734.83kg/m 3
8.9716.9688085-- =8
.97180
17.802--ρ，ρ2=971.69 kg/m 3
同理：t 2=91.025℃,ρ'1=723.036kg/m 3，ρ'2=964.59 kg/m 3 在精馏段
1 ρL1=x 1 ×46.07/?M L1ρ1+1-46.07x 1/M L1 ρ2=83.73443.33/07.465495.0?+69.9717573.01- 液相密度：ρL1=781.037 kg/m 3
气相密度：ρV1= 273.15M V122.4×(273.15+t 1) =)17.8015.273(4.2274.3715.273+??=1.3025kg/m 3
在提馏段 同理得
液相密度：ρL2=878.107 kg/m 3 气相密度：ρV2=0.857 kg/m 3 同理得
ρL =837.56 kg/m 3 ρD =739.93 kg/m 3 ρW =975.16 kg/m 3 2.3 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： 11414
m sw w so σ?σ?σ=+ 注：w w w w w o o x V x V x V ?=
+ o o
o w w o o
x V x V x V ?=+
sw w sw s
x V V ?= so o so s
x V V ?=
q w
lg o B ????=
???
23
230.441o o w w V q Q V T q σσ????=?- ??
????? A B Q =+ 2
lg sw so A ????
= ???
1sw so ??+=
式中下角标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分，Xw 、Xo 指主体部分的分子数，w υ、o υ指主体部分的分子体积，w σ、o σ为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。
表3
① 精馏段：?t 1=80.17℃ V w =m w /ρL1=18.02/781.037=23.07ml V o =m o /ρv1=46.07/1.3025=35.37ml 乙醇表面张力：
17.80908090-- =1
2.1615
.172.16σ--，σ1=17.134
水表面张力：
6.62
7.608090--=2
7.6017
.8090σ--，σ2=62.568
塔顶表面张力：()()()()
2
2
2
1o w w w w o o o w w o o o o w w o o x V x V x V x V x V x V x V x V ??-????==++
=)37.355495.007.234505.0(37.355495.0]07.23)5495.01[(2
?+????- =0.186
730.0.0186.0lg lg 2-==???? ??=o w B ??
??
????-??? ???=3/23
/2441.0w w o
o V q V T q Q σσ
805.007.23568.62237.35134.1715.27317.802441.03/23/2-=??
?????-?+?= 535.1805.0730.0-=--=+=Q B A
联立方程组 2
lg sw so A ????
= ???
1sw so ??+=
代入解得： 157.0=sw ? 843.0=so ?
4/14/14
/104/14/1134.17843.0586.62157.0?+?=+=σ?σ?σso w sw m , 634.21=m σ
②提馏段：025.912=-
t ℃
ml 744.19107.87802
.18'
'==
=
w
w
w m V ρ
ml m V o
o
o 76.53857
.007
.46'
'==
=
ρ 乙醇表面张力：
'
1
2.15025.911002.162.1590100σ--=--， 10.16'
1=σ 水表面张力：，
'
2
8.58025.911007.608.5890100σ--=--，51.60'
2=σ ()[][]
635.176.531405.0521.20)1405.01(76.531405.0521
.201405.012'
2
'=?+?-???-=o w ?? 214.0635.1lg lg '02
''
==???? ??=??w B
同理得543.0'-=Q
329.0543.0214.0'''-=-=+=Q B A
联立方程组 '2'
'lg sw so A ????= ???
''
1sw so ??+=
代入解得：489.0'=SW ? 511.0'
=so ?
39.210.16511.051.60489.04/14/14/104/14
/1'=?+?=''+''=σ?σ?σso w sw m
故49.32'
=m σ
2.4 混合物的粘度
不同温度下乙醇和水的粘度如下表4：
表4
17.801=-
t ℃，查图得：35.01=μ mPa ·s ，45.02=μ mPa ·s
415.912=-t ℃，查图得： 315.0'1=μ mPa ·s ，390.0'
2=μ mPa ·s 精馏段粘度
()()40.05495
.0135.05495.045.011211=-?+?=-+=x x μμμ mPa ·s 提馏段粘度
()()326.01405.01315.01405.0390.012'
2
2'1'=-+?=-+=x x μμμ mPa ·s 2.5.相对挥发度
精馏段挥发度：由5495.0=A x ，7032.0=A y ,得 4505.0=B x ,2968.0=B y ，0000391.0=W x , 000378.0=W y 所以94.15495
.02968.04505.07032.0=??==
A B B A x y x y α 提馏段挥发度：同理得，43.21405
.01704.08595
.02844.0=??==
A B B A x y x y α 2.6.气液相体积流量计算
已知R=5
（1）精馏段：L=RD=(5×9.210)/3600=0.0128 kmol/s V=(R+1)D=
0154.03600
210
.9)15(=?+ kmol/s
已知：?M L1= 33.43kg/kmol ，M V1= 37.74kg/kmol
ρL1= 781.037 kg/m 3，ρV1= 1.3025kg/m 3
质量流量：L 1=?M L1L=33.430128.0?=0.4279 kg/s V 1=?M V1V=38.880154.0?=0.5812 kg/s 体积流量：L S1=L 1/ρL1=0.4279/781.037=5.48?10-4 m 3/s V S1=V 1/ρV1=0.5812/1.3025=0.4462 m 3/s （2）提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1
L '=L+qF =0.0128+26.813/3600=0.0202 kmol/s
V '=V+(q-1)F =0.0154 kmol/s 已知：?M L2= 21.96 kg/kmol ， ?M V2= 25.60 kg/kmol ρL2= 878.107 kg/m 3，ρV2= 0.857 kg/m 3
质量流量：L 2=?M L2L '=21.96×0.0202=0.4436 kg/s V 1=?M V1V '=25.60 ×0.0154=0.3942kg/s 体积流量：L S2=L 2/ρL2 =0.4436/878.107=5.05×10-4m 3/s V S2=V 2/ρV2 =0.3942/0.857=0.460m 3/s
2.7 理论塔板的计算
理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用逐板计算法。 已知：R=5 q=1 y 1=D x =0.818 281.0==F x xq 精馏段操作线方程：y n+1=x R R 1+n +1+R x D =6
818
.065+n x =136.08333.0+n x 提馏段操作线方程：
y n+1=w L wx x w L L w n -'+-''=3600
/603.170202.01091.33600/603.173600/603.170202.00202.05
-??+--n x =1.3194n x -1.25510-? 和公式)
1(y n n n
n y y x -+=
α
首先用精馏断操作方程：精馏段94.1=α
所以有)
1(111
1y y y x -+=
α=6985.0)818.01(94.1818.0818.0=-+ 718.0136.08333.012=+=x y
重复计算有2x =0.5676 3y =0.609 3x =0.5046 4y =0.556 x 4=0.3923 y 5=0.463 x 5=0.3077 y 6=0.392 x 6=0.2494 6x =0.2494 到第5块用提馏段操作方程：提馏断43.2=α 344.01025.1-3194.15-67=?=x y ） （344.0-143.2344.0344 .0)1(7777+= -+= y y y x α=0.1775 重复计算得234.0y 8= 1117.08=x 147.0y 9= 06622.09=x 0874.0y 10= 0379.010=x 050.0y 11= 0212.011=x 0280.012=y 01172.012=x 0155.013=y 3131044.6-?=x 3141048.8-?=y 3141051.3-?=x 3151062.4-?=y 3151091.1-?=x 3161051.2-?=y 3161003.1-?=x 3171035.1-?=y 4171056.5-?=x 4181021.7-?=y 4181097.2-?=x 4191079.3-?=y 4191056.1-?=x 4201093.1-?=y 5201094.7-?=x 5211023.9-?=y 5211080.3-?=x <51091.3-?=w x 所以理论板数为21块 所以N T '=15 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式()0.245 0.49T L E αμ-=计算。 注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 L μ——塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPa ·s 精馏段 已知94.1=α：，u L =0.40 mPa ·s 所以：E T =245.0)40.094.1(49.0-??=0.521 N= 10597.9521 .05 ===T T E N 提馏段 已知：43.2=α u L '=0.326 所以：E T =0.519 N '= 299.28519.015 ===T T E N 全塔所需实际塔板数：N P =N+N '=10+29=39块 其加料板为第11板 全塔效率E=(21-1)/39=51.282% 2.8 塔径的初步计算 由u =（安全系数）×max u ，安全系数=0.6-0.8，max u =C 可由史密斯关联图查出： 取板间距：0.45T H = m ，0.07L h = m ，则0.38T L H h -= m 精馏段 横坐标数值： 2/11 11)(V LI S S V L ρρ= 2 /14)3025.1037.781(4462.01048.5??-=0.03 查图可知：200.08C = C=C 20(2.0)20 σ =0.08×( 2 .0)20 634.21=0.081 u max = C 1 1 V V LI ρρρ-=0.081982.13025.13025.1037.781=-?m/s u 1=0.7u max =0.7×1.982=1.387m/s D 1= 11u 4πS V =64.0387 .114.34462 .04=??dm 圆整：D 1=1 m 横截面积：A T = 4 πD 2 1=3.14/4×12=0.785 m 2 空塔气速：u 1'=T S A V 1 =0.4462/0.785=0.568 m/s 提馏段 横坐标数值：2/12 222)(V L S S V L ρρ = 035.0)857.0107.878(460.01005.52 /14=??- 查图可知：200.08C = C=C 20(2.0)20 σ' =0.08×( 088.0)20 49.322 .0= u 'max = C 222V V L ρρρ-=0.08882.2857 .0857 .0107.878=-?m/s u 2=0.7u 'max =0.7×2.82=1.974m/s D 2= 22u 4πS V =545.0974 .114.3545.04=??m 圆整：D 2=1 m 横截面积：A 'T =4 πD 2 2=3.14/4×12=0.785 m 2 空塔气速：u 2'= T S A V '2 =0.460/0.785=0.586 m/s 2.9 溢流装置 2.9.1 堰长w l 取l w =0.65D=0.65×1=0.65m 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度ow h 按下式计算 23 2.841000A ow w L h E l ?? = ??? （近似取E=1） （1）精馏段 h ow1= 3 /24-65 .01048.53600100084.2）（???=0.00862m h w1=h L -h ow1=0.07-0.00862=0.06138 m （2）提馏段 h ow2= 3 /24-65 .01004.53600100084.2）（???=0.00794 m h w2=h L -h ow2=0.07-0.00794=0.06206 m 2.9.2 弓形降液管宽度和横截面积 查图得： 0.0721f T A A =， 0.124d W D = 则A f =0.0721×0.785=0.0566m 2，W d =0.124 ×1=0.124m 验算降液管内停馏时间： 精馏段：1 f S T L H A = θ=4 1048.545 .00566.0-??=46.48 s 提馏段： 2 f S T L H A = 'θ=41005.545.00566.0-??=50.44s 停馏时间θ>5s ，故降液管可用。 2.9.3 降液管底隙高度 （1）精馏段 取降液管底隙的流速00.13u = m/s ，则 h o1=0w 1u L L S = 34 100.713 .065.01048.5--?=??m （2）提馏段 取降液管底隙的流速'0 0.13u = m/s ，则 h o2=' 0w 2 u L L S = 34 100.613 .065.01005.5--?=?? m 2.10塔板布置及浮阀数目与排列 2.10.1 塔板分布 本设计塔径D=1m ，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 2.10.2 浮阀数目与排列 阀孔取边缘区宽度0.06c W = m ，破沫区宽度0.10s W = m 计算塔板上的鼓泡区面积，即A a =????? ? +-R x R x R x arcsin 1802222π 其中R= C W D -2=44.006.02 1 =-m )(2 S d W W D x --= =1/2-(0.06+0.10)=0.276m 所以A a =2????? ??+?44.0276.0arcsin 44.018014.3276.0-44.0276.0222=0.45m 2 （1）精馏段 取阀孔动能因子012F =，则孔速01u 为 51.103025 .112 1 1== =V o F u ρm/s 每层塔板上浮阀数目为 N= 1 2014 o S u d V π = 3467 .1004.04 4462 .02 =??π 个 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距：t '= Nt A a =075 .03445.0?=0.177 m= 177 mm 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，二各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用177mm ，而应小些。故取 '65t =mm=0.065m ，按t=75mm ，'65t =mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数 36个。 按N=36重新核算孔速及阀孔动能因子： 01u '= N d V S 2014 π = 87.936 04.04 4462 .02=??π m/s ，F 'O =01 u '1V ρ=9.873025.1?=11.26 阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率 = %1001 1 ?''o u u = %75.5%10087.9568.0=? （2）提馏段 取阀孔动能因子012F =，则96.12857 .012 2 2== =V o F u ρm/s 每层塔板上浮阀数目为N= 2 2024 O S u d V π = 2996 .1204.04 460 .02=??π 个 按t=75mm ，估算排间距：t '=Nt A a =075.02945 .0?=0.208 m=208mm 取'80t =mm ，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数36个。 按N=36重新核算孔速及阀孔动能因子： 2u O '= N d V S 2024 π = 96.1236 04.04 586 .02=??π m/s ， F 'O =2 u O '2V ρ=12.96857.0?=12 阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率 = %1002 2 ?''O u u = %52.4%10096.12586.0=? 第三章 塔板的流体力学计算 3.1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据p c l h h h h σ=++计算 精馏段 干板阻力 825 .11 11 .73V U ρα==09.93025 .11 .73825 .1=m/s 因11o oc U U >故g U L O V c 12 1 1167.2h ρρ==2.67× m 05.08.9037.78151.103025.12=?? 板上气液层阻力:取00.5ε=，100.50.070.035l c h h m ε==?= 液体表面张力所造成的阻力:此阻力很小，可忽略不计， 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为 111h L c p h h +==0.05+0.035=0.085 m g h L p p 111h ρ=?=0.085×781.037×9.8=650.60 pa 提馏段 干板阻力825 .12 21 .73V U ρα==43.11857 .01 .73825 .1=m/s 因22o oc U U >，故g U L O V c 22 2 2267.2h ρρ==2.67× 035.08.9107.87843.11857.02=?? 板上充气液层阻力:取4.00=ε，028.007.04.002=?==c l h h εm 表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计， 因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： 222h L C P h h +==0.035+0.028=0.063 m g h L P P 222h ρ=?=0.063×878.107×9.8=542.14 pa 3.2 淹塔 为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度w ()d T H H h ?≤+ 1、精馏段 ⑴ 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度h p1=0.084 ⑵ 液体通过降液管的压头损失： h d1=0.153(2 1 1)h o W S L L =0.15324)007.065.01048.5( ???-=2.22×10-3 m ⑶ 板上液层高度：h L =0.07m ，则 H d1=h p1+h d1+h l =0.16m 取0.5?=，已选定0.45T H m =，h w1=0.06138 m 则11)h w T H +（?=0.5×(0.45+0.06138)=0.256m 可见1w 1()d T H H h ?<+，所以符合防止淹塔的要求 2、提馏段 ⑴ 单板压降所相当的液柱高度20.08p H m = ⑵ 液体通过降液管的压头损失 h d2=0.153(2 2 2)h O W S L L =0.15324)006.065.01048.5( ???- 2.57×10-3 m ⑶ 板上液层高度： h L =0.07m ，则 H d2=h p2+h d2+h L =0.1526 m 取0.5?=，已选定0.45T H m =，h w1=0.06206 m 则22)h w T H +（?=0.5×(0.45+0.06206)=0.256m 可见2w 2()d T H H h ?<+，所以符合防止淹塔的要求 3.3 雾沫夹带 1、精馏段 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) 化工原理课程设计乙醇-水连续精馏塔的设计 姓名 学号 年级 专业化学工程与工艺 系（院）化学化工学院 指导教师张杰 2013年 6月 目录 第一章绪论 (1) 第二章塔板的工艺设计 (3) 2.1 精馏塔全塔物料衡算 (3) 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 (3) 2.3 理论塔板的计算 (8) 2．4 塔径的初步计算 (10) 2.5 溢流装置 (11) 2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 (12) 第三章塔板的流体力学计算 (14) 3.1 气相通过浮阀塔板的压降 (14) 3.2 淹塔 (15) 3.3 液沫夹带 (15) 3.4 塔板负荷性能图 (16) 第四章附件设计 (20) 4.1 接管 (21) 4.2 筒体与封头 (22) 4.3 除沫器 (22) 4.4 裙座 (22) 4.5 吊柱 (22) 4.6 人孔 (23) 第五章塔总体高度的设计 (23) 第六章塔附属设备设计 (23) Q (23) 6.1确定冷凝器的热负荷 c 6.2 冷凝器的选择 (24) 参考书目 (24) 主要符号说明 (25) 结束语 (26) （一）设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 （二）设计任务及操作条件 1) 进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于93%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.5%； 4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：80000吨/年； 5) 操作条件 a) 塔顶压力：常压 b) 进料热状态：饱和液体进料 (或自选) c) 回流比： R=1.55Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降：≤0.7kPa （三）板类型 浮阀塔 （四）厂址 临沂地区 （五）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) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总 10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求 绘制生产工艺流程图（选作）； 注:常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105页) 化学工程与工艺专业 《化工原理》课程设计说明书 题目：浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计姓名： 班级学号： 指导老师： 同组学生姓名： 完成时间： 《化工原理》课程设计评分细则 说明：评定成绩分为优秀(90-100),良好(80-89)，中等(70-79)，及格(60-69)和不及格(<60) 评审 单元 评审要素 评审内涵 评审等级 检查 方法 指导 老师 评分 检阅 老师 评分 设计 说明书 35% 格式规范 是否符合规定的格式要求 5-4 4-3 3-2 2-1 格式 标准 内容完整 设计任务书、评分标准、 主要设备计算、作图、后记、参考文献、小组成员及 承担任务 10-8 8-6 6-4 4-1 设计 任务书 设计方案 方案是否合理及 是否有创新 10-8 8-6 6-4 4-1 计算 记录 工艺计算 过 程 计算过程是否正确、 完整和规范 10-8 8-6 6-4 4-1 计算 记录 设计 图纸 30% 图面布置 图纸幅面、比例、标题栏、明细栏是否规范 10-8 8-6 6-4 4-1 图面布 置标准 标注 文字、符号、代号标注 是否清晰、正确 10-8 8-6 6-4 4-1 标注 标准 与设计 吻合 图纸设备规格 与计算结果是否吻合 10-8 8-6 6-4 4-1 比较图纸与说明书 平时 成绩 20% 出勤 计算、上机、手工制图 10-8 8-6 6-4 4-1 现场 考察 卫生 与纪律 设计室是否整洁、 卫生、文明 10-8 8-6 6-4 4-1 答辩 成绩 15% 内容表述 答辩表述是否清楚 5-4 4-3 3-2 2-1 现场 考察 内容是否全面 5-4 4-3 3-2 2-1 回答问题 回答问题是否正确 5-4 4-3 3-2 2-1 总 分 综合成绩 成绩等级 指导老师 评阅老师 （签名） （签名） 年 月 日 年 月 日 浮阀塔设计示例 设计条件 拟建一浮阀塔用以分离某种液体混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试按下述条件进行浮阀塔的设计计算。 V s = 1.27m3/s；液相流量L s = 0.01m3/s； ρV = 3.62kg/m3；液相密度ρL = 734kg/m3； σ= 16.3mN/m，平均操作压强p = 1.013×105Pa。 设计计算过程 （一）塔径 u一般为最大允许气速u F的0.6～0.8倍 u＝（0.6～0.8）u F C可由史密斯关联图查得，液气动能参数为： H T =0.6m，板上液层高度h L =0.083m，图中的参变量值H T-h L=0.6-0.083 =0.517m。根据以上数值由图可得液相表面张力为20mN/m时的负荷系数C20 =0.1。由所给出的工艺条件校正得： 取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为： D = 1.4m； 在0.6～0.8范围间，合适。 （二）溢流装置 1）降液管尺寸 l w=0.7D，即l w/D=0.7，由弓形降液管的结构参数图查得：A f/A T=0.09,W d/D=0.15 因此：弓形降液管所占面积:A f=0.09×1.54=0.139(m2) 弓形降液管宽度:W d=0.15×1.4=0.21(m2) 5s，合适。 2）溢流堰尺寸 由以上设计数据可求出： l w =0.7×1.4=0.98m 采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E 近似取1，即 溢流堰高:h w =h L -h ow =0.083-0.033=0.05m u 0′= 0.228m/s ； 降液管底隙高度： 浮阀数及排列方式: 1）浮阀数 初取阀孔动能因数F 0 = 11，阀孔气速为： 每层塔板上浮阀个数 ： （个） 2）浮阀的排列 按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。 W d = 0.21m ，选取无效边缘区宽区 W C = 0.05m 、破沫区宽度W S =0.075m ，由下 -- - 目录 设计任务书 (4) 第一章前言 (5) 第二章精馏塔过程的确定 (6) 第三章精馏塔设计物料计算 (7) 3.1水和乙醇有关物性数据 (7) 3.2 塔的物料衡算 (8) 3.2.1料液及塔顶、塔底产品及含乙醇摩尔分率 (8) 3.2.2平均分子量 (8) 3.2.3物料衡算 (8) 3.3塔板数的确定 (8) 3.3.1理论塔板数N T的求取 (8) 3.3.2求理论塔板数N T (9) 3.4塔的工艺条件及物性数据计算 (11) 3.4.1操作压强P m (12) 3.4.2温度t m (12) 3.4.3平均分子量M精 (12) 3.4.4平均密度ρM (13) 3.4.5液体表面X力σm (13) 3.4.6液体粘度μm L， (14) 3.4.7精馏段气液负荷计算 (14) 第四章精馏塔设计工艺计算 (15) 4.1塔径 (15) 4.2精馏塔的有效高度计算 (16) 4.3溢流装置 (16) 4.3.1堰长l W (16) 4.3.2出口堰高h W (16) 4.3.3降液管的宽度W d与降液管的面积A f (16) 4.3.4降液管底隙高度h o (17) 4.4塔板布置及浮阀数目排列 (17) 4.5塔板流体力学校核 (18) 4.5.1气相通过浮塔板的压力降 (18) 4.5.2淹塔 (18) 4.6雾沫夹带 (18) 4.7塔板负荷性能图 (19) 4.7.1雾沫夹带线 (19) 4.7.2液泛线 (20) 4.7.3液相负荷上限线 (20) 4.7.4漏液线（气相负荷下限线） (20) 4.7.5液相负荷下限线 (21) 4.8塔板负荷性能图 (22) 设计计算结果总表 (23) 符号说明 (24) 关键词 (25) 参考文献 (25) 课程设计心得 (26) 附录 (27) 附录一、水在不同温度下的黏度 (27) 附录二、饱和水蒸气表 (27) 附录三、乙醇在不同温度下的密度 (27) 化工原理课程设计任务书 姓名：熊茂专业：生物工程班级：生物 2010 一、设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计 二、设计任务及操作条件 设计任务： （1）原料液中含正辛烷 %(质量) （2）塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%(质量) （3）年产纯度为%的正辛烷3万吨 操作条件 （1）塔顶压力：4kPa（表压） （2）进料热状态：泡点进料 （3）回流比：R= （4）塔底加热蒸汽压力：（表压） （5）单板压降：≤ （6）全塔效率：ET=59% 三、塔板类型 F1型浮阀塔 四、工作日 每年运行300天，每天工作24小时 五、公司厂址 厂址：重庆市长寿区新工业园区胜利路128号 六、具体设计内容 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 设计图纸要求 （1）绘制生产工艺流程图 （2）精馏塔的工艺条件图（双溢流浮阀塔） （3）设计基础数据表 目录 一、绪论................................................. 错误!未定义书签。 1．设计方案的思考.................................... 错误!未定义书签。 2.设计方案的特点..................................... 错误!未定义书签。 3．工艺流程的确定.................................... 错误!未定义书签。 二、设备工艺条件的计算................................... 错误!未定义书签。 1．设计方案的确定及工艺流程的说明.................... 错误!未定义书签。 2．全塔的物料衡算.................................... 错误!未定义书签。 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.................. 错误!未定义书签。 平均摩尔质量.................................... 错误!未定义书签。 料液及塔顶底产品的摩尔流率...................... 错误!未定义书签。 3．塔板数的确定...................................... 错误!未定义书签。 相对挥发度的计算................................. 错误!未定义书签。 平衡线方程求算................................... 错误!未定义书签。 精馏塔的气、液相负荷............................. 错误!未定义书签。 精馏段、提馏段操作线方程......................... 错误!未定义书签。 4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算.......... 错误!未定义书签。 操作压力的计算.................................. 错误!未定义书签。 操作温度的计算................................... 错误!未定义书签。 平均摩尔质量的计算.............................. 错误!未定义书签。 平均密度的计算.................................. 错误!未定义书签。 平均粘度的计算.................................. 错误!未定义书签。 平均表面张力的计算.............................. 错误!未定义书签。 5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算.......................... 错误!未定义书签。 精馏段塔径的计算................................. 错误!未定义书签。 提馏段塔径的计算............................... 错误!未定义书签。 精馏塔有效高度的计算............................ 错误!未定义书签。 6、塔板主要工艺尺寸的计算............................ 错误!未定义书签。 精馏段.......................................... 错误!未定义书签。 提馏段........................................... 错误!未定义书签。 7．浮阀的流体力学验算................................ 错误!未定义书签。 精馏段.......................................... 错误!未定义书签。 提馏段........................................... 错误!未定义书签。 8、塔板负荷性能图.................................... 错误!未定义书签。 精馏段负荷性能图................................. 错误!未定义书签。 提馏段负荷性能图................................ 错误!未定义书签。 三、计算结果总汇........................................ 错误!未定义书签。 四、结束语.............................................. 错误!未定义书签。 五、符号说明：........................................... 错误!未定义书签。 六、参考文献............................................. 错误!未定义书签。 滨州学院 课程设计任务书 一、课题名称 甲醇——水分离过程板式精馏塔设计 二、课题条件（原始数据） 原料：甲醇、水溶液 处理量：3200Kg/h 原料组成：33%（甲醇的质量分率） 料液初温：20℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料 塔顶产品浓度：98%（质量分率） 塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率） 塔顶：全凝器 塔釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板 生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂址：滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 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（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算 滨州学院化工原理课程设计说明书 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书0.5天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天 乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计方案 第1章前言 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 1.2精馏塔对塔设备的要求 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。 1.4常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率明显下降，其操作的负荷围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1.4．本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是： 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 的负荷波动围比筛板塔，泡罩塔都大。 3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹 带量小，塔板效率高。 4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差 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。 精馏塔设计 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1．课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练 1．查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2．树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3．迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4．用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号）t/h [单号] （10+0.1*学号）t/h [双号] 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。 3．课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯 ↑↓回流 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓ 再沸器←→塔底产品冷却器→甲苯的储罐→甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器 浮阀塔课程设计说明书 题目： 拟建一浮阀塔用以分离苯-氯苯混合物（不易气泡），决定采用F1型浮阀，试根据以下条件做出浮阀塔（精馏段）的设计计算。 （1）进行塔板工艺设计计算及验算 （2）绘制负荷性能图 （3）绘制塔板结构图 （4）给出设计结果列表 （5）进行分析和讨论 设计计算及验算 1.塔板工艺尺寸计算 （1）塔径 欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l c u ρρρ-=max 式中c 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0625.0)996 .29.841(61.1006.0)(5 .05.0==v l h h V L ρρ 取板间距m H T 45.0=，板上液层高度m h L 05.0=，则图中 参数值为 m h H L T 4.005.045.0=-=- 由图53-查得0825 .020 =c ，表面张力./9.20m mN =σ 0832 .0)20 ( 2.020=?=σ c c s m u /399.1996 .2996 .29.8410832.0max =-? = 取安全系数为0.6，则空塔气速为 m /s 84.0399.16.0u max =?=?=安全系数u 塔径m u V D s 562.184 .014.361 .144=??== π 按标准塔径圆整m D 6.1=，则 塔截面积 22201.2)6.1(4 14 .34 m D A T =?= = π 实际空塔气速 s m A V u T s /801.001 .261.1=== （2）溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： ①堰长W l ：取堰长D l W 66.0=，即 m l W 056.16.166.0=?= ②出口堰高W h ：OW L W h h h -= 采用平直堰，堰上液层高度OW h 可依下式计算： 3 2 )(100084.2W h OW l L E h = 近似取1=E ，则可由列线图查出OW h 值。 m 021.0h 056.1,/6.213600006.0OW 3===?=，查得m l h m L W h m h h h OW L W 029.0021.005.0=-=-=则 浮阀板式精馏塔设计方案 第1章设计条件与任务 1.1设计条件 在常压操作的连续板式精馏塔分离乙醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下： 生产能力：年处理乙醇-水混合液35 000吨(300天/年） 原料：乙醇含40%(质量分数，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量为93% 塔底乙醇含量为0.35% 操作条件：①塔顶压力：4kPa(表压)；②进料热状态：自选；③回流比：自选；④单板压降≤0.7kPa。 建厂地址： 1.2设计任务 1 全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。 2 计算冷凝器和再沸器热负荷。 3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。 4 估算塔径。 5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。 6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。 7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。 塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔(手孔），支座，封头，塔高等。 塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。 9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、塔底(蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型(视情况而定）。 10 精馏塔各接管尺寸的确定。 11 绘制精馏塔系统工艺流程图。 12 绘制精馏塔装配图。 13 编写设计说明书。 14计算机要求：编写程序、CAD绘图等。 15 英语要求：撰写英文摘要。 16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。 第2章设计方案的确定图2.1 板式精馏塔的工艺流程简图 年产2.9万吨丙烯精馏浮阀塔结构设计的设计方案 第一部分工艺计算 设计方案 本设计任务为分离丙烯混合物，在常压操作的连续精馏塔分离丙-丙烯混合液：已知塔底的生产能力为丙烯3.6万吨/年，进料组成为0.50（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.98，塔底釜液的组成为0.02。 对于二元混合物分离采用连续精馏流程，设计中进料为冷夜进料，将原料液通过泵送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液一部分回流至塔，其余部分经产品冷却器冷却送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。 1.1原始数据 年产量：2.9万吨丙烯 料液初温：25~35℃ 料液浓度： 50%（丙质量分率） 塔底产品浓度： 98%（丙烯质量分率） 塔顶苯质量分率不低于 97% 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：浮阀塔 =45㎏/㎡，地质：地震烈度7级，土质为Ⅱ类场地土，气厂址：地区（基本风压：q 温：-20~40℃） 1.2选取塔基本参数 40.0=苯F x 60.0x F =甲苯 98.0y D =苯 02.0y F =甲苯 03.0x W =苯 97.0x W =甲苯 1.3确定最小回流比 1.3.1 汽液平衡关系及平衡数据 表1-1 常压下苯—甲苯的汽液平衡组成 1.3.2 求回流比 （1）M 苯=78.11 kg/mol, M 甲苯=92.13kg/mol 苯摩尔分率：XF=(50/78.11)/(50/78.11+50/92.13)=0.5412 XD=（97/78.11）/（97/78.11+3/92.13）=0.9744 XW=(2/78.11)/(2/78.11+98/92.13)=0.0235 表1-1 常压下丙烯的汽液平衡组成 板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址 一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11 第一篇化工原理课程设计任务书 1.1设计题目 苯-甲苯连续精馏（浮阀）塔的设计 1.2设计任务 1、精馏塔设计的工艺计算及塔设备计算 （1）流程及操作条件的确定；物料衡算及热量衡算； （2）塔板数的计算； （3）塔板结构设计（塔板结构参数的确定、流动现象校核、负荷性能图）； （4）塔体各接管尺寸的确定； （5）冷却剂与加热剂消耗量的估算。 2.设计说明及讨论 3.绘制设计图 （1）流程图（A4纸）； （2）塔盘布置图（8开坐标纸）； （3）工艺条件图（1号绘图纸）。 1.3原始设计数据 1、原料液：苯-甲苯，其中苯含量为35 %（质量），常温； 2、馏出液含苯：99.2 %（质量）； 3、残液含苯： 0.5 %（质量）； 4、生产能力：4000 (kg/h). 第二篇流程及流程说明 为了能使生产任务长期固定，适宜采用连续精流流程。贮罐中的原料液用机泵泵入精馏塔，塔釜再沸器用低压蒸汽作为热源加热料液，精馏塔塔顶设有全凝器，冷凝液部分利用重力泡点回流部分连续采出到产品罐（具体流程见附图）。 在流程确定方案选择上，本设计尽可能的减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。 1、加料方式的选择： 设计任务年产量虽小，但每小时4000Kg的进料量，为维持生产稳定，采用高位槽进料，从减少固定投资，提高经济效益的角度出发，选用泡点进料的加料方式。 2、回流方式的选择： 塔的生产负荷不大，从降低操作费用的角度出发，使用列管式冷凝器，利用重力泡点回流,同时也减少了固定投资。 3、再沸器的选择： 塔釜再沸器采用卧式换热器，使用低压蒸汽作为热源，做到了不同品位能源的综合利用，大大降低了能源的消耗量。 课程设计 题目：浮阀式连续精馏 塔的设计 教学院：化学与材料工程学院专业：07级精细化工 学号：200740810113 学生：哈哈 指导教师：屈媛夏贤友 2010年 5 月20 日 课程设计任务书 2009 ～ 2010学年第 2 学期 学生：专业班级：07化学工程与工艺（精细化工向） 指导教师：屈媛夏贤友工作部门：化学与材料学院 一、课程设计题目 浮阀式连续精馏塔设计 二、课程设计容（含技术指标） 1. 工艺条件与数据 原料液量1500kg/h，含苯42%（质量分数，下同），乙苯58%；馏出液含苯98%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。 2. 操作条件 常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝对压力）；冷却水进口温度30℃，出口温度为45℃；设备热损失为加热蒸汽供热量的5% 。 3. 设计容 ①物料衡算、热量衡算； ②塔板数、塔径计算； ③溢流装置、塔盘设计； ④流体力学计算、负荷性能图。 三、进度安排 1．5月6日：分配任务； 2．5月6日-5月14日：查询资料、初步设计； 3．5月15日-5月21日：设计计算，完成报告。 四、基本要求 1. 设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。 设计说明书具体包括以下容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计结果概览；附录；参考文献等。 化工原理课程设计 浮阀塔的设计 专业：化学工程与工艺 班级：化工1003 ：皓升 学号：1001010310 成绩： 指导教师：王晓宁 目录 设计任务书 (1) 一、塔板工艺尺寸计算 (2) （1）塔径 (2) （2）溢流装置 (3) （3）塔板布置及浮阀数目与排列 (4) 二、塔板部结构图 (6) 三、塔板流体力学验算 (7) （1）气相通过浮阀塔板的压强降 (7) （2）夜泛 (7) （3）雾沫夹带 (8) 四、塔板负荷性能图 (9) (1)雾沫夹带线 (9) ⑵液泛线 (10) ⑶液相负荷上限线 (10) ⑷漏液线 (11) ⑸液相负荷下限线 (11) 五、汇总表 (13) 设计任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 其中：n为学号 要求： 1.进行塔的工艺计算和验算 2.绘制负荷性能图 3.绘制塔板的结构图 4.将结果列成汇总表 5.分析并讨论 一 、塔板工艺尺寸计算 （1）塔径 欲求塔径应先给出空塔气速u ，而 max u )(?=安全系数u v v l C u ρρρ-=m ax 式中C 可由史密斯关联图查出，横标的数值为 0963.0)01 .1819(89.10064.0)(5 .05.0==v l h h V L ρρ 取板间距m H T 5.0=，板上液层高度m h l 07.0= ，则图中参数值为 m h H L T 38.007.045.0=-=- 由图53-查得085.020=c ，表面力./38m mN =σ 0.2 0.2 2038() 0.085=0.096 20 20c c σ ?? =?=? ??? max 0.096 2.73/u m s =?= 取安全系数为0.6，则空塔气速为 max u=0.6u =0.6 2.73=1.63m/s ? 则塔径D 为： 1.22D m = == 按标准塔径圆整D=1.4m ，则 塔截面积： 2 22 54.1)4.1(4 14.34m D A T =?==π 化工原理课程设计 分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工题目 艺设计 板式精馏塔的工艺设计 系（院） 专业 班级 学生 学号 指导教师 职称讲师 二〇一二年六月十三日 目 录 一、化工原理课程设计任务书 ...................................................... 1 二 任务要求 .................................................................... 1 三 主要设计容 .. (1) 1、设计方案的选择及流程说明 (1) 2、工艺计算 (1) 3、主要设备工艺尺寸设计 (1) 4、设计结果汇总 (1) 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 (2) 第1章 前言 (2) 1.1精馏原理及其在化工生产上的应用 (2) 1.2精馏塔对塔设备的要求 (3) 第二章流程的确定和说明 (3) 2.1设计思路 (3) 2.2设计流程 (4) 第三章 精馏塔的工艺计算 (5) 3.1物料衡算 (6) 3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (6) 3.1.2塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VD t 、LD t 、F t 、W t (7) 3.1.3相对挥发度的计算 (7) 3.2回流比的确定 (8) 3.3热量恒算 (8) 3.3.1热量示意图 (8) 3.3.2加热介质的选择 (9) 3.3.3热量衡算 (9) 3.4板数的确 (11) q线方程 (11) 3.4.1精馏段与提馏段操作线方程及 3.4.2全塔效率 (13) 3.4.3实际塔板数 (14) 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (15) 3.5.1操作温度的计算 (15) 3.5.2操作压强的计算 (17) 3.5.3塔各段气液两相的平均分子量 (17) 3.5.4各段组成（摩尔百分量） (19) 3.5.5精馏塔各组分密度 (19) 3.5.6平均温度下液体表面力的计算 (22) 3.5.7气液负荷的计算 (22) 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (23) 3.6.1塔径的计算 (23) 3.6.2精馏塔塔有效高度的计算 (25) 3.6.3溢流装置的计算 (25)苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计
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