化工原理课程设计设计题目：乙醇精馏塔
姓名：唐刚
班级：化学与化工学院08级3班学号：080703021
前言
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。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。
本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
目录
第一章绪论 (6)
§1.1设计内容 (6)
§1.2设计方案 (6)
§1.3设计依据 (7)
第二章塔板的工艺设计 (8)
§2.1精馏塔全塔物料衡算 (8)
§2.2理论及实际塔板数的确定 (8)
§2.3常压下乙醇-水气液平衡组成与温度 (10)
2.3.1．温度和压力 (10)
2.3.2．平均摩尔计算 (11)
2.3.3．平均密度 (12)
2.3.4．混合液体表面张力 (13)
2.3.5．混合物的黏度 (13)
§2.4塔径的初步设计 (14)
2.4.1．汽液相体积流率 (14)
2.4.2．塔径的计算 (14)
§2.5溢流装置 (15)
l (16)
2.5.1．堰长
w
h (16)
2.5.2．堰高
w
2.5.3．弓降液管的宽度和横截面积 (16)
2.5.4．降液管底隙高度 (17)
§2.6塔板的分布、浮阀数目及排列 (17)
2.6.1．塔板的分块 (17)
2.6.2．区宽度的确定 (17)
2.6.3．区面积计算 (17)
2.6.4．塔计算及其排列 (18)
第三章 塔板的流体力学验算 (19)
§3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） .............................................. 19 §3.2液泛验算 ........................................................................... 20 §3.3 雾沫夹带验算 ....................................................................... 20 §3.4 操作性能负荷图 (21)
3.4.1．气相负荷下限图（漏液线）..................................................... 21 3.4.2．过量液沫夹带线 .............................................................. 21 3.4.3．液相负荷下限线 .............................................................. 21 3.4.4．液相负荷上限线 .............................................................. 22 3.4.5．液泛线 . (22)
第四章 附属设备设计 (24)
§4.1 冷凝器的选择 ....................................................................... 24 §4.2再沸器的选择 .. (24)
第五章 精馏塔设备设计 (25)
§5.1接管 (25)
5.1.1．进料管 ...................................................................... 25 5.1.2．釜残液出料管 ................................................................ 26 5.1.3．回流管 ...................................................................... 26 5.1.4． 塔顶上升蒸汽管 ............................................................. 26 5.1.5．进气管 ...................................................................... 26 §5.2精馏塔塔体 . (27)
5.2.1．馏塔塔体材料的选择 .......................................................... 27 5.2.2．壁厚的计算 .................................................................. 27 5.2.3．校核 ........................................................................ 28 §5.3 封头 . (28)
5.3.1．封头的选型：标准的椭圆封头................................................... 28 5.3.2．材料：R M n 16 ............................................................... 28 5.3.3．封头的高 .. (28)
5.3.4．封头的壁厚 (29)
§5.4精馏塔的塔板类型选择 (29)
§5.5塔板结构及与塔体的连接形式 (29)
§5.6降液管的形式 (30)
§5.7受液盘的设计 (30)
§5.8塔节的设计 (30)
§5.9塔体高度设计 (30)
§5.10塔体手孔及人孔的设计 (31)
§5.11除沫器的设计 (31)
第六章塔体各开孔补强设计 (31)
§6.1开孔补强设计方法 (31)
§6.2开孔补强结构设计 (32)
第七章支座设计 (32)
§7.1精馏塔塔体质量 (32)
§7.2封头质量 (33)
§7.3塔内物料质量估算 (33)
§7.4附件质量 (33)
§7.5设备总质量 (33)
第一章绪论
§1.1 设计内容
1、设计题目：乙醇精馏塔
2、设计任务及条件
（1）、进料含乙醇38.2﹪，其余为水（均为质量分数，下同）
（2）、生产乙醇含量不低于93.1﹪；
（3）、釜残液中乙醇含量不高于0.01﹪；
（4）、生产能力50000T/Y乙醇产品，年开工7200小时
（5）、操作条件：
a、间接蒸汽加热；
b、塔顶压力：1.03atm（绝对压强）
c、进料热状态：泡点进料；
d、
回流比：R=5 e、单板压降:75mm液注
3、设计内容
（1）、流程的设计与说明；
（2）、塔板和塔径的计算；
（3）、塔盘结构的设计：
a、浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；
b、流体力学验算；
c、塔板负荷性能图。
（4）、其它：a、加热蒸汽消耗量； b、冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量
4、设计成果
（1）、设计说明书一份
（2）、A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。
§1.2 设计方案
本设计任务为分离乙醇-水混合物。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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
图2-1 流程图
§1.3 设计依据
课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利用。
（1）操作压力
精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。
（2）进料状况
进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径相同，设计制造比较方便。
（3）加热方式
精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。
（4）热能的利用
精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。
第二章 塔板的工艺设计
§2.1 精馏塔全塔物料衡算
002.38=F W 001.93=D W 0001.0=W W mol g M 46=乙醇 mol g M 18=水
1948.018
/618.046/382.046
/382.0=+=
F X
8084.018
/069.046/931.046
/931.0=+=D X
0000396.018/9999.046/0001.046
/0001.0=+=W X
717.1618
7200069.0105000467200931.010500033=???+???=D ①
W D F += ②
W
D F WX DX FX +=
③
由①②③式可知
h kmol F 1804.72= h kmol W 4634.55=
§2.2理论及实际塔板数的确定
（1）由相平衡方程式y=
x a ax )1(1-+，可得a=)
1()
1(--y x x y
根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：
Y 1=X D =0.8408 X 1=0.805 a D =1.2793 Y F =0.515 X F =0.1948 a F =4.3891
Y W =0.00035 X W =0.0000396 a w =8.8411 平均相对挥发度的求取：
675.38411.82793.13891.433=??==W F D a a a a
精馏段的平均相对挥发度的求取：370.23891.42793.11=?==F D a a a 泡点进料：3419.11)1(11min =??
????----=
F D F D x x a x x a R 68
.10067
.81)1)(1(lg lg 1
0.2
2 6097.06
51min min
min min ==-??????--==+-=-=+-=N x x x x a N N N N R R R R X W W D D 查得： 所以理论塔板数为N=11块 确定适宜的进料板位置：
2
.02
68.21)1)(1(lg lg 111min,111
min,=+-=-??
????--=N N N x x x x a N F F D D
由上式知 N 1=3.84
即第4层理论数为进料板
（2）根据乙醇-水体系的相平衡衡数据可以查得：
塔顶：8408.0=D x t D =78.27℃ 塔底：0000396.0=W x 9.99=w t ℃ 塔顶和塔釜的算术平均温度：085.892
9
.9927.782=+=+=W D t t t ℃ 查手册得： 在89.085℃下，
s
mp s mp a a .30.0.40.0==水乙醇μμ
根据公式i
i
Lm x μμlg lg ∑=
得
[]s mp a Lm .317.0103.0lg )19480.01(4.0lg 1948.0==?-+?μ
由奥康奈尔关联式：
477
.0)317.0522.3(49.0245.0=?=-T E
球的实际塔板数96.20477
.01
111=-=-=T T E N N 取N=21
§2.3常压下乙醇-水气液平衡组成与温度
2.3.1．温度和压力
乙醇:
??
????
+-=+-=+-
=48.23105.162533827.70
10
48.23146
.165233827.7)/lg(t A
a S p
t C t B A kp P 得：
水：P
x p x p p p t C t B A kp p B B A A B A t B
a s p
=+=+-=+-
=??
????
+-0
00003.22746.165707406.70,10
03
.22746
.165707406.7)/lg(代入将得：
进行试差，求的塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：
（1）塔顶：a kP atm P 339.10403.11== ，63.8183.011===t x x A 试差得：℃ （2）进料板位置：N F =4
精馏段实际板层数：7289.6477.3≈==精N 每层塔板压降：a a kP kP O mmH 7355.0075.033
.103
.101752=?=
=?P 进料板压力：a F kP P 4875.1097355.07339.104=?+=
进料板：14.961948.04875.109====F F A a F t x x kP P 试差得，℃
（3）提馏段实际板层数：135786.12477
.01-7≈==
）（提N
塔釜压力：a W kP P 049.119137355.04875.109=?+=
塔釜：55.104049.1190000396.0====W a W W A t kP P x x 试差得，℃ 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度：
精馏段：a
m m kP P C
t 913.1062
4875.109339.104885.882
14
.9663.810=+==+=
提馏段：345.1002
55
.10414.96=+=m t ℃
a m kP P 268.1142
049
.1194875.109=+=
2.3.2．平均摩尔计算
塔顶：
24.4118)83.01(4683.05424.4118)8408.01(468408.0=?-+?==?-+?=LDm VDm M M
进料板：
4544
.2318)1948.01(461948.07
.3218)525.01(46525.0=?-+?==?-+?=LFm VFm M M
塔釜：
0011
.1818)0000396.01(460000396.00098.1818)00035.01(4600035.0=?-+?==?-+?=LWm VWm M M
精馏段平均摩尔质量：
kmol
kg M M M kmol
kg M M M LFm LDm Lm
VFm VDm Vm /3472.322
4544.2324.412/1212.372
7
.325424.412=+=+==+=+=
提馏段的平均摩尔质量：
kmol
kg M M M kmol
kg M M M LWm LFm Lm
VWm VFm Vm /7278.202
0011.184544.232/3549.252
0098
.187.322=+=+==+=+=
2.3.3．平均密度
1）气相平均密度的计算：
RT
M
Vm P =
ρ 精馏段平均密度计算：
3/32.1)
885.8815.273(314.81212
.37913.106m kg RT M Vm m Vm =+??=?P =
ρ
提馏段平均密度计算：
3/933.0)
345.10015.273(314.83549
.25268.114m kg Vm =+??=
ρ
2）液相平均密度计算：
∑
=i
i
L w ρρ1
塔顶：
3
LD /21.75274
.970069
.087.739931.01
1931.018
)8408.01(468408.046
8408.0)1(/74.970,/87.739m kg w w M x M x M x w kmol
kg kmol kg B
B
A
A
m B A A A A A A B A =+
=
+
=
=?-+??=-+=
==ρρρρρ得：
进料板：
3
3
3/52.85206.96162
.087.71938.01
382.018
)1948.01(461948.046
1948.0/06.961,/87.719m kg w m kg m kg LFm A B A =+
==?-+??=
==ρρρ得：
塔釜：3
LW 3
3/0.955033
.9559999
.087.7140001.01
0001.018
0000396.01(460000396.046
0000396.0/033.955,/87.714m kg w m kg m kg m A B A =+
==?-+??=
==ρρρ得：）
精馏段液相平均密度：3/365.8022
52
.85221.752m kg Lm =+=ρ
提馏段液相平均密度：3/76.9032
955
52.852m kg Lm =+=ρ
2.3.4．混合液体表面张力
液体平均表面张力按下式计算：Lm i i
x σσ=
∑
塔顶：181.63t =0
C ,查手册得：17.3/,62.285/A B mN m mN m σσ==
11(1)0.8317.3(10.83)62.28524.95/LDm A B x x mN m
σσσ=+-=?+-?=
进料板：0
96.14F t C = 16/,59.578/A B mN m mN m σσ==
(1)0.194816(10.1948)59.57851.1/LFm F A F B x x mN m σσσ=+-=?+-?=
塔釜：104.55w t =℃,查附录：16/,59.578/A B mN m mN m σσ== 得：0.000039615(10.0000396)57.9757.97/LWm mN m σ=?+-?= 精馏段液体表面平均张力：24.9551.1
38.025/22
LDm LFm
Lm mN m σσσ++==
=
提馏段液体表面平均张力：51.157.9754.535/2
2
LWm
LFm Lm mN m σσσ++===
2.3.5．混合物的黏度
液体平均黏度的计算按下式计算：lg lg Lm i
i
x μμ=
∑
塔顶：181.63t =℃,查手册得：0.41.A a mp s μ=，0.35.B a mp s μ=
得：[
]
lg 0.83lg0.49(10.83)lg0.351810100.463.i i
x LDm a mp s μμ+-∑
===
进料板：104.55FM t =℃，查附录：0.31.A a mp s μ=，0.25.B a mp s μ= 得：[
]
lg 0.1948lg0.31(10.1948)lg0.2510100.261.i i
x LFm a mp s μμ+-∑
===
精馏段液体平均黏度：0.4630.261
0.362.2Lm a mp s μ+==
提馏段液体平均黏度：'
0.230.2610.246.2
Lm a mp s μ+==
§2.4 塔径的初步设计
2.4.1．汽液相体积流率
精馏段
气相体积流率：(1)616.717100.302/V R D kmol h =+=?= 液相体积流率：585.83717.165=?==RD L
提馏段
气相体积流率：
''''
'3
'
155.765455.4634100.302
100.30225.35490.757/360036000.933vm s
vm V L W V M V m s ρ=-=-=?===? 液相体积流率：
'''
'43'
83.585172.1804155.7654/155.765420.72789.9210/36003600903.76Lm
s
Lm L L qF kmol h
LM L m s ρ-=+=+?=?===??
2.4.2．塔径的计算
由max u =C 由下式计算：0.2
120()20C C σ=,20C 由smith 图查取。
取板间距m H T 45.0=，板上液层高度10.05h m =，则m h H T 40.005.045.01=-=-
（1）精馏段塔径的确定：图的横坐标为40.50.5
9.3610802.365()()0.0290.784 1.32
S L s V L V ρρ-?=?=
查smith 图得：20C =0.08 091.020025.3808.02
.0=?
?
?
???=C
247.232
.132
.1325.806091.0max =-?
=u
取安全系数为0.7，则空塔气数为：57.1247.27.0=?=u 则精馏塔塔径m u V
D 797.057
.114.3784
.0414.34=??=
?=
（2）提馏段塔径的确定：
横的坐标为：0.5()0.0408S L s V L V ρρ=
=
查smith 图得：20C =0.082
1002.020535.54082.02
.0=?
?
?
???=C
117.3933
.0933
.076.9031002.0max =-?
=u
取安全系数为0.7，则空塔气速为182.2117.37.0=?=u 则精馏塔塔径m D 665.0182
.214.3757
.04'
=??=
（3）按标准塔径圆整后，m D 8.0=
塔截面积： 22
5024.04
8.014.3m A T =?=
精馏段实际空塔气速为：s m A V u T s 561.15024
.0784.0===
提馏段实际空塔气速为：s m A V u T s 507.15024
.0757.0===
§2.5溢流装置
2.5.1．堰长w l
单溢流：()0.6~0.8w l D =，取0.6w l m =?=54.08.067
.0=?
2.5.2．堰高w h
因为1w ow h h h =+，选用平直堰，堰上液层高度ow h 可用Francis 计算，即2
3
2.841000h ow w L h E l ?? ?
= ? ?
??
（1）精馏段：
439.36103600 3.4/h L m h -=??=， 2.5 2.5
3.415.90.54h
w L l ==，0.540.60.9
w
l D ==7 查得 1.038E =，则(
)
(
)
2
3
2.84
3.4
1.0380.010*******.54ow h m =??=，取板上清夜层
高度0.05l h m =，故0.050.010050.03995w h m =-=
（2）提馏段：
'439.92103600 3.57/h L m s =??=，查得 1.040E =，则
(
)
(
)
2
3
2.84
3.57
1.0400.010410000.54ow h m =??=，取板上清液层高度0.05l h m =，故
'
0.05 1.0400.0396w h m =-=
2.5.3．弓降液管的宽度和横截面积
因为
0.6w
l D
=67.0，查（弓形降液管参数图）得：
0.055f T
A A =，
0.115d
W w D
=，所以20.0550.63590.0350,0.1150.90.1035f d A m W m =?==?=092.08.0115.0=?，依下式验算液体在降液管中
停留的时间：36003~5f T
h
A H s L θ=
≥
精馏段：36000.0350.35
12.9753.4
s s θ??==≥
提馏段：36000.0350.35
12.3553.57
s s θ??==≥
故降液管设计合理
2.5.4．降液管底隙高度
降液管底隙高度依下式计算：0'
3600h w L h l u =，取'
00.07/u m s =则 精馏段：0 3.4
0.02536000.540.07
h m =
??，即020h mm ≥
提馏段：'
0 3.570.026236000.540.07
h m ==??，即'020h mm ≥
故降液管底隙高度设计合理。
§2.6塔板的分布、浮阀数目及排列
2.6.1． 塔板的分块
因为mm D 800=，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。
2.6.2．区宽度的确定
溢流堰前的安定区宽度：0.07S W m =，边缘区宽度：0.035c W m =
2.6.3．区面积计算
开孔区面积按下式计算：212sin 180a r x A r π-??= ???
，其中()()0.90.10350.070.276522d s D x W W m =
-+=-+=0.4-0.1035-0.07=0.2265m ，0.9
0.0350.415
22
c D r W m =-=-=0.4-0.035=0.365m
故212
0.4150.276520.2765sin 0.4221800.415a A m π-???=?= ?
?? 2.6.4．塔计算及其排列
采用1F 型重阀，重量为33g ，孔径为39mm A. 浮阀数目
浮阀数目按下式计算：2004s V N d u π=
,
气体通过阀孔的速度：0
u =11F =
则精馏段：09.57/u m s =
=，2
40.78468.6690.0399.57N π?==≈??个
提馏段：'
011.39/u m s =
=，'2
40.757
55.66560.03911.39N π?==≈??个 B. 排列
C. 由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距75t mm =，画出
阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔26个。弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为2622474N =+?=个。
C.校核
1）精馏段：
气体通过阀空的实际速度：020440.784
9.38/0.039270
S V u m s d N ππ?===??
实际动能因素：09.3810.78/F u m s ===
2）提馏段
气体通过阀孔的实际速度：''0
2
0440.757
9.06/0.039270
s V u m s d N ππ?===??
实际动能因素：''
09.068.75/F u m s ===
3）开孔率
22
0700.0390010013.1400440.6359
T N d A ππφ??=?==?，开孔率在0010~1400之间，且实际
动能因素0F 在8~11之间，满足要求。
第三章 塔板的流体力学验算
§3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）
单板压降：0p c L h h h h =++ 阀片全开前：0.1750.175
9.3819.919.90.0367802.365
c L
u h m ρ=?
=?=
0.175
'9.0619.90.0324903.76
c
h m =?=,
阀片全开后：
2209.38 1.32
5.53 5.540.0394229.81802.365
v c l u h m
g ρρ?=?=?=??，
2'
2'
0'
9.060.933
5.53 5.540.0231229.81903.76v c
L u h m g ρρ?=?=?=??，取两者中较大者，则'0.0394,0.0324c c h m h m ==取板上液层充气因数00.5ε=，那么
()000.50.050.025L w ow L h h h h m εε=+==?=
气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：2L h h g
σσ
ρ=
但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。 （1）精馏段：00.03940.0250.0644p c l h h h h m =++=+= （2）提馏段：'
0.03240.0250.0574p h m =+=
§3.2液泛验算
降液管内泡沫液层高度可按下式计算：d p w ow d p L d H h h h h h h h =+++?+=++ 浮阀塔德液面落差不大，常可忽略不计
（1）精馏段 0.0644,0.05p L h m h m ==塔板上不设进口堰时：
22
409.36100.1530.1530.0007350.540.025S d w L h m l h -????
?==?= ? ??????
0.06440.050.0007350.115135d H m =++=
取()()0.5,0.50.350.039950.194975T w H h m φφ=+=?+=0.5(0.45+0.03995)=0.245，()d T w H H h φ+ （2）提馏段 '
0.0574,0.05p L h m h m ==
塔板上不设进口堰时：22
'4'
09.92100.1530.1530.0007520.540.0262s d w L h m l h -?????==?= ? ??????
'
0.05740.050.0007520.108152d H m =++=
取()0.5,0.50.03960.1948T w H h m φφ=+=?=245.049.05.0=?，()d T w H H h φ+
§3.3 雾沫夹带验算
泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值：
F b F T
F F =
=
2,2L d b T f Z D W A A A =-=-
(1) 精馏段：
()
()
54.01035.026359.0098.01035.128.01036.132
.1365.80232
.1784.04=?-???-??+-?=
-F
0.65470.7F =
=<
（2）提馏段：
⑴综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 ⑵熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。 ⑶树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计任务及操作条件在一常压操作的连续精馏塔分离乙醇－水混合物。 生产能力（塔顶产品）3000 kg/h 操作周期 300 天／年 进料组成 25% （质量分数，下同） 塔顶馏出液组成≥94% 塔底馏出液组成≤0.1% 操作压力 4kPa（塔顶表压） 进料热状况泡点 单板压降：≤0.7 kPa 设备型式筛板 三、设计容： (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件数据的计算； (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) 绘制生产工艺流程图； (10) 绘制精馏塔设计条件图； (11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 [ 设计计算 ] （一）设计方案选定 本设计任务为分离水－乙醇混合物。 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃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25℃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。 1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度围乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。 2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。
2012年 06月 工业背景及工艺流程 乙醛是无色、有刺激性气味的液体，密度比水小，沸点20.8℃，易挥
发、易燃烧且能和水、乙醇、乙醚、氯仿等互溶，因其分子中具有羰基，反应能力很强，容易发生氧化，缩合，环化，聚合及许多类型加成反应。乙醛也是一种重要的烃类衍生物在合成工业有机化工产品上也是一种重要的中间体。其本身几乎没有直接的用途，完全取决于市场对它的下游产品的需求及下游产品对生产路线的选择，主要用于醋酸、醋酐、醋酸乙烯等重要的基本有机化工产品，也用于制备丁醇、异丁醇、季戊四醇等产品。这些产品广泛应用于纺织、医药、塑料、化纤、染料、香料和食品等工业。 国内乙醛生产方法有乙烯氧化法、乙醇氧化法和乙炔氧化法三种技术路线。工业上生产乙醛的原料最初采用乙炔，以后又先后发展了乙醇和乙烯路线。乙炔水化法成本高，因其催化剂——汞盐的污染难以处理等致命缺点，现以基本被淘汰。乙醇氧化或脱氢法制乙醛虽有技术成熟，不需要特殊设备，投资省，上马快等优点，但成本高于乙烯直接氧化法。乙烯直接氧化法制乙醛。由于其原料乙烯来源丰富而价廉，加之反应条件温和，选择性好，收率高，工艺流程简单及“三废”处理容易等突出优点，深受世界各国重视，发展非常迅速，现以成为许多国家生产乙醛的主要方法。 精馏方案的确定： 精馏塔流程的确定; 塔型的选择; 操作压力的选定; 进料状态选定; 加热方式等
所选方案必须： （1）满足工艺要求； （2）操作平稳、易于调节； （3）经济合理； （4）生产安全。 包括：流程的确定;塔型的选择;操作压力的选定;进料状态选定;加热方式等 操作压力选择 ●精馏可在常压、加压或减压下进行。 ●沸点低、常压下为气态的物料必须选用加压精馏；热敏性、高沸点 物料常用减压精馏。 进料状态的选择 ●一般将料液预热到泡点或接近泡点后送入塔内。这样可使： ● (1)塔的操作比较容易控制； ● (2)精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径相似，设计制造比 较方便。 加热方式： ●（1）间接蒸汽加热 ●（2）直接蒸汽加热 ●适用场合：待分离物系为某轻组分和水的混合物。 ●优点：可省去再沸器；并可利用压力较低的蒸汽进行加热。操作 费用和设备费用均可降低。
年产45万吨乙醇精馏工段工艺设 计 The Process Design of Ethanol Refining Section of 450 kt/a
目录 摘要 ....................................................................................................................... Abstract ................................................................................................................引言 .......................................................................................................................第一章绪论....................................................................................................... 1.1 国内乙醇工业的发展现状 ....................................................................................... 1.2 精馏塔的相关概述 ................................................................................................... 1.2.1精馏原理及其在化工生产上的应用..................................................................... 1.2.2精馏塔对塔设备的要求......................................................................................... 1.2.3常用板式塔类型及本设计的选型......................................................................... 1.2.4本设计所选塔的特性.............................................................................................第二章工艺流程选择与原材料的计算............................................................. 2.1 乙醇精馏工艺流程的概述 ....................................................................................... 2.2 乙醇原料的计算 ..................................................................................................... 2.2.1理论玉米秸秆葡萄糖消耗量................................................................................. 2.2.2实际玉米秸秆耗量 .................................................................................................第三章精馏设备的设计内容............................................................................. 3.1 塔板的工艺设计 ....................................................................................................... 3.1.1精馏塔全塔物料衡算............................................................................................. 3.1.2理论塔板数的确定 ................................................................................................. 3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算..................................................... 3.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算.............................................................................
化工原理课程设计 题目：乙醇水精馏筛板塔设计 ( 设计时间：2010、12、20-2011、1、6 / 》 ：
化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 } 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤ 工艺参数 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 ` 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.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.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，选型及流体力学计算。 | 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2 图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） ^
~ 目录 前言 (3) 1概述 (4) 设计目的 (4) 塔设备简介 (4) 2设计说明书 (6) 流程简介 (6) 工艺参数选择 (7) ) 3 工艺计算 (8) 物料衡算 (8) 理论塔板数的计算 (8) 查找各体系的汽液相平衡数据 (8) 如表3-1 (8) q线方程 (9) 平衡线 (9) 回流比 (10) … 操作线方程 (10) 理论板数的计算 (11) 实际塔板数的计算 (11) 全塔效率ET (11) 实际板数NE (12) 4塔的结构计算 (13) 混合组分的平均物性参数的计算 (13) 平均分子量的计算 (13) 】 平均密度的计算 (14) 塔高的计算 (15) 塔径的计算 (15) 初步计算塔径 (16) 塔径的圆整 (17) 塔板结构参数的确定 (17) 溢流装置的设计 (17) 塔盘布置（如图4-4） (17) ` 筛孔数及排列并计算开孔率 (18) 筛口气速和筛孔数的计算 (19) 5 精馏塔的流体力学性能验算 (20) 分别核算精馏段、提留段是否能通过流体力学验算 (20) 液沫夹带校核 (20)
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
第一章绪论 (2) 一、目的： (2) 二、已知参数： (2) 三、设计内容： (2) 第二章课程设计报告内容 (3) 一、精馏流程的确定 (3) 二、塔的物料衡算 (3) 三、塔板数的确定 (4) 四、塔的工艺条件及物性数据计算 (6) 五、精馏段气液负荷计算 (10) 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (10) 七、筛板的流体力学验算 (15) 八、塔板负荷性能图 (18) 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (22) 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (22) 第三章总结 (23) .
乙醇——水连续精馏塔的设计 第一章绪论 一、目的： 通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。 在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。 二、已知参数： （1）设计任务 ●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同） ●生产能力 Q = 80t/d ●塔顶产品组成 > 94 % ●塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 ●操作压强：常压 ●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa ●进料热状态：泡点进料 ●回流比：自定待测 ●冷却水： 20 ℃ ●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ●单板压强：≤ 0.7 ●全塔效率：E T = 52 % ●建厂地址：南京地区 ●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏 三、设计内容： （1）设计方案的确定及流程说明 （2）塔的工艺计算
专业资料 化工原理课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计
目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7.参考文献 (23) 8.课程设计心得 (23)
精馏塔优化设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计 二、设计条件 1．处理量： 16000 （吨/年） 2．料液浓度： 40 （wt%） 3．产品浓度： 92 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99.99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件： ①间接蒸汽加热； ②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； 三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。
乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 （某大学化学化工学院） 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。 关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。 （Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001） Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.
《化工原理》课程设计说明书 设计题目 学生姓名 指导老师 学院 专业班级 完成时间
目录 1.设计任务书……………………………………………（） 2.设计方案的确定与工艺流程的说明…………………（） 3.精馏塔的物料衡算……………………………………（） 4.塔板数的确定………………………………………（） 5.精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算………（） 6.精馏段的汽液负荷计算………………………………（） 7.精馏段塔体主要工艺尺寸的计算…………………（） 8.精馏段塔板主要工艺尺寸的计算…………………………（） 9.精馏段塔高的计算…………………………………（） 10.精馏段塔板的流体力学验算…………………………（） 11.精馏段塔板的汽液负荷性能图………………………（） 12.精馏段计算结果汇总………………………………（） 13.设计评述……………………………………………（） 14.参考文献………………………………………………（） 15.附件……………………………………………………（） 附件1：附图1精馏工艺流程图………………………（） 附件2：附图2降液管参数图……………………………（）附件3：附图3塔板布孔图………………………………（）
板式塔设计简易步骤 一、 设计方案的确定及工艺流程的说明 对塔型板型、工艺流程、加料状态、塔顶蒸汽冷凝方式、塔釜加热方式等进行说明，并 绘制工艺流程图。（图可附在后面） 二、 精馏塔物料衡算：见教材P270 计算出F 、D 、W ，单位：kmol/h 三、 塔板数的确定 1. 汽液相平衡数据： 查资料或计算确定相平衡数据，并绘制t-x-y 图。 2. 确定回流比： 先求出最小回流比：P 266。再确定适宜回流比：P 268。 3. 确定理论板数 逐板法或梯级图解法（塔顶采用全凝器）计算理论板层数，并确定加料板位置：P 257-258。（逐板法需先计算相对挥发度） 确定精馏段理论板数N 1、提馏段理论板数N 2 4. 确定实际板数： 估算塔板效率：P 285。（①需知全塔平均温度，可由 t-x-y 图确定塔顶、塔底温度，或通过试差确定塔顶、塔底温度，再取算术平均值。②需知相对挥发度，可由安托因方程求平均温度下的饱和蒸汽压，再按理想溶液计算。） 由塔板效率计算精馏段、提馏段的实际板层数N 1’,N 2’：P 284式6-67。 四、 精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 1. 操作压力m p ：取2 F D m p p p += 2. 精馏段平均温度m t ：查t-x-y 图确定塔顶、进料板温度，再取平均值。或由泡点方程试差法确定塔顶、进料板温度。 3. 平均摩尔质量M Vm 、M Lm ：由P 8式0-27分别计算塔顶、进料板处的摩尔质量，再分别 取两处的算术平均值。汽相的摩尔分率查t-x-y 图。 4. 平均密度Vm ρ、Lm ρ： Lm ρ：用P 13式1-7分别计算塔顶、进料板处液相密度，再 取算术平均值。m Vm m Vm T R M p ??= ρ 5. 液体表面张力m σ：由B B A A m x x σσσ+=分别计算塔顶mD σ与进料板mF σ，再取 平均值。 6. 液体粘度m μ：与表面张力的计算类似。 五、 精馏段汽液负荷（Vs 、Ｌs ）计算 V=（R+1）D L=RD
题目：乙醇水精馏筛板塔设计 设计时间： 化工原理课程设计任务书（化工1） 一、设计题目板式精馏塔的设计 二、设计任务：乙醇-水二元混合液连续操作常压筛板精馏塔的设计 三、工艺条件 生产负荷（按每年7200小时计算）：6、7、8、9、10、11、12万吨/年 进料热状况：自选 回流比：自选 加热蒸汽：低压蒸汽 单板压降：≤0.7Kpa 工艺参数 组成浓度（乙醇mol%） 塔顶78 加料板28 塔底0.04 四、设计内容 1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 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.流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5.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，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 管径计算。 五、设计结果总汇 六、主要符号说明 七、参考文献 八、图纸要求 1、工艺流程图一张(A2图纸) 2、主要设备工艺条件图（A2图纸） 目录 前言 (4) 1概述 (5) 1.1设计目的 (5) 1.2塔设备简介 (6) 2设计说明书 (7) 2.1流程简介 (7) 2.2工艺参数选择 (8) 3工艺计算 (8) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (8) 3.2.1查找各体系的汽液相平衡数据 (8) 如表3-1 (8) 3.2.2q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (9) 3.2.4回流比 (10) 3.2.5操作线方程 (11) 3.2.6理论板数的计算 (11) 3.3实际塔板数的计算 (11) 3.3.1全塔效率ET (11) 3.3.2实际板数NE (12) 4塔的结构计算 (13)
化工原理课程设计 设计题目：乙醇精馏塔 前言 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。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。
符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----质量分率无因次 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜
（封面） XXXXXXX学院 化工原理课程设计任务书 题目： 院（系）： 专业班级： 学生姓名： 指导老师： 时间：年月日
目录 1、工艺生产流程线 (4) 2、流程及方案的说明和论证 (4) 3、换热器的设计计算及说明 (5) 4、计算校核 (6) 5、设计结果概要表 (9) 6、设计评价及讨论 (11) 参考文献 (11) 附图：主体设备结构图和花版设计图
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：列管式换热器设计。 二、设计任务：将自选物料用河水冷却至生产工艺所要求的温度。 /d； 三、设计条件：1.处理能力：G=29*300 t 物料 2. 冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为 20～30℃； 3.允许压降：不大于105 Pa； 4.传热面积安全系数5~15%； 5.每年按330天计，每天24小时连续运行。 四、设计要求：1.对确定的工艺流程进行简要论述； 2.物料衡算、热量衡算； 3.确定列管式换热器的主要结构尺寸； 4.计算阻力； 5.选择适宜的列管式换热器并进行核算； 6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构图（3号图纸）、花板布 置图（4号图纸）。 7.编写设计说明书(包括：①封面；②目录；③设计题目（任务 书）；④流程示意图；⑤流程及方案的说明和论证；⑥设计计 算及说明（包括校核）；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要 表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。) 备注：参考文献格式： 期刊格式为：作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号（期号）：起止页码 专著格式为：作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码 例：潘继红等.管壳式换热器的分析和计算.北京：科学出版社，1996,70～90 陈之瑞，张志耘.桦木科植物叶表皮的研究.植物分类学报,1991,29（2）:127～135 1.工艺生产流程： 物料通过奶泵被送入冷却器后，经管盖进行多次往返方向的流动。冷却后由出料管流出，不合格的物料由回流阀送回冷却器重新冷却，直至符合要求。经过处理的河水由冷却器的进口管流入，由出口管流出，其与牛奶进行逆流交换热量。 牛奶灭菌后温度高达110～115℃，然后进行第一阶段的冷却，冷却到均质温度55～75℃，而后进行均质。无菌均质后，牛奶经过第二阶段的冷却，最终由冷却水冷却至所需的出口温度。本实验所设计的就是第一阶段冷却的列管式换热器。
乙醇精馏塔设计毕业论文 目录 摘要................................................................. I Abstract............................................................. II 第一章绪论 (1) 1.1 设计的目的和意义 (1) 1.2 产品的性质及用途 (1) 1.2.1 物理性质 (1) 1.2.2 化学性质 (2) 1.2.3 乙醇的用途 (2) 第二章工艺流程的选择和确定 (3) 2.1 粗乙醇的精馏 (3) 2.1.1 精馏原理 (3) 2.1.2 精馏工艺和精馏塔的选择 (3) 2.2 乙醇精馏流程 (5) 第三章物料和能量衡算 (7) 3.1 物料衡算 (7) 3.1.1 粗乙醇精馏的物料平衡计算 (7) 3.1.2 主塔的物料平衡计算 (8) 3.2 主精馏塔能量衡算 (9) 3.2.1 带入热量计算 (9) 3.2.2 带出热量计算 (10) 3.2.3 冷却水用量计算 (10) 第四章精馏塔的设计 (11) 4.1 主精馏塔的设计 (11) 4.1.1 精馏塔全塔物料衡算及塔板数的确定 (11) 4.1.2 求最小回流比及操作回流比 (12) 4.1.3 气液相负荷 (12) 4.2 求操作线方程 (12) 4.3 图解法求理论板 (13) 4.3.1 塔板、气液平衡相图 (13) 4.3.2 板效率及实际塔板数 (14) 4.4 操作条件 (14) 4.4.1 操作压力 (14) 4.4.2 混合液气相密度 (15) 4.4.3 混合液液相密度 (16) 4.4.4 表面力 (16)
新疆工程学院 化工原理课程设计说明书 题目名称：年产量为8000t的乙醇-水混合液 精馏塔的工艺设计 系部：化学与环境工程系 专业班级：化学工程与工艺13-1 学生姓名：杨彪 指导老师：杨智勇 完成日期： 2016.6.27
格式及要求 1、摘要 1)摘要正文 (小四，宋体) 摘要内容200～300字为易，要包括目的、方法、结果和结论。 2）关键词 XXXX；XXXX；XXXX (3个主题词) (小四，黑体) 2、目录格式 目录(三号，黑体，居中) 1 XXXXX（小四，黑体） 1 1.l XXXXX(小四，宋体) 2 1.1.1 XXXXX(同上) 3 3、说明书正文格式： 1. XXXXX (三号，黑体) 1．1 XXXXX(四号，黑体) 1.1.1 XXXXX(小四，黑体) 正文：XXXXX(小四，宋体) （页码居中） 4、参考文献格式： 列出的参考文献限于作者直接阅读过的、最主要的且一般要求发表在正式出版物上的文献。参考文献的著录，按文稿中引用顺序排列。 参考文献内容(五号，宋体) 示例如下： 期刊——[序号]作者1，作者2…，作者n．题(篇)名，刊名(版本)，出版年，卷次(期次)。 图书——[序号]作者1，作者2…，作者n．．书名，版本，出版地，出版者，出版年。 5、.纸型、页码及版心要求： 纸型： A4，双面打印 页码：居中，小五 版心距离：高：240mm(含页眉及页码)，宽：160mm 相当于A4纸每页40行，每行38个字。 6、量和单位的使用： 必须符合国家标准规定，不得使用已废弃的单位。量和单位不用中文名称，而用法定符号表示。
新疆工程学院课程设计任务书
乙醇-水溶液连续精馏塔设计 目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7., 8.参考文献 (23) 9.课程设计心得 (23) 精馏塔设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件 1．处理量： 15000 （吨/年） 2．料液浓度： 35 （wt%） ！ 3．产品浓度： 93 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件： ①间接蒸汽加热； ②塔顶压强： atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； 三、设计任务
a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； 、 c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。 乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 前言 ！ 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩
化工原理 课 程 设 计 设计任务：换热器 班级：13级化学工程与工艺（3）班 姓名：魏苗苗 学号：90 目录 化工原理课程设计任务书 (2) 设计概述 (3) 试算并初选换热器规格 (6) 1. 流体流动途径的确定 (6)
2. 物性参数及其选型 (6) 3. 计算热负荷及冷却水流量 (7) 4. 计算两流体的平均温度差 (7) 5. 初选换热器的规格 (7) 工艺计算 (10) 1. 核算总传热系数 (10) 2. 核算压强降 (13) 设计结果一览表 (16) 经验公式 (16) 设备及工艺流程图 (17) 设计评述 (17)
参考文献 (18) 化工原理课程设计任务书 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件：1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2、冷却介质：循环水，入口温度℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式：管壳式换热器 四、处理能力：109000吨/年苯 五、设计要求： 1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。 3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5、对本设计的评述及有关问题的讨论。 六、附表： 1.设计概述 热量传递的概念与意义 热量传递的概念 热量传Array递是指由于 温度差引起 的能量转移， 简称传热。由 热力学第二 定律可知，在 自然界中凡 是有温差存 在时，热就必 然从高温处 传递到低温 处，因此传热
是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。 化学工业与热传递的关系 化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。 应予指出，热力学和传热学既有区别又有联系。热力学不研究引起传热的机理和传热的快慢，它仅研究物质的平衡状态，确定系统由一个平衡状态变成另一个平衡状态所需的总能量；而传热学研究能量的传递速率，因此可以认为传热学是热力学的扩展。 传热的基本方式 根据载热介质的不同，热传递有三种基本方式： 热传导（又称导热）物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导。热传导的条件是系统两部分之间存在温度差。
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类