化工原理课程设计 乙醇-水精馏塔设计

成绩

大连民族学院

化工原理课程设计说明书

题目：乙醇—水连续精馏塔的设计

设计人：1104

系别：生物工程

班级：生物工程121班

指导教师：老师

设计日期：2014 年10 月21 日~ 11月3日

温馨提示：本设计有一小部分计算存在错误，但步骤应该没问题

化工原理课程设计任务书一、设计题目

乙醇—水精馏塔的设计。

二、设计任务及操作条件

1.进精馏塔的料液含乙醇30%（质量），其余为水。

2.产品的乙醇含量不得低于92.5%（质量）。

3.残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）。

4.处理量为17500t/a，年生产时间为7200h。

5.操作条件

（1）精馏塔顶端压强 4kPa（表压）。

（2）进料热状态泡点进料。

（3）回流比R=2R min。

（4）加热蒸汽低压蒸汽。

（5）单板压降≯0.7kPa。

三、设备型式

设备型式为筛板塔。

四、厂址

厂址为大连地区。

五、设计内容

1.设计方案的确定及流程说明

2.塔的工艺计算

3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计

（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。

（2）塔板的流体力学验算。

（3）塔板的负荷性能图。

4.设计结果概要或设计一览表

5.辅助设备选型与计算

6.生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图

7.对本设计的评述或有关问题的分析讨论

目录

前言 (1)

第一章概述 (1)

1.1塔型选择 (1)

1.2操作压强选择 (1)

1.3进料热状态选择 (1)

1.4加热方式 (2)

1.5回流比的选择 (2)

1.6精馏流程的确定 (2)

第二章主要基础数据 (2)

2.1水和乙醇的物理性质 (2)

2.2常压下乙醇—水的气液平衡数据 (3)

2.3 A,B,C—Antoine常数 (4)

第三章设计计算 (4)

3.1塔的物料衡算 (4)

3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率 (4)

3.1.2 平均分子量 (4)

3.1.3 物料衡算 (4)

3.2塔板数的确定 (4)

的求取 (4)

3.2.1 理论塔板数N

T

3.2.2 全塔效率E

的求取 (5)

T

3.2.3 实际塔板数N (6)

3.3塔的工艺条件及物性数据计算 (6)

3.3.1操作压强P

(6)

m

(6)

3.3.2温度t

m

3.3.3平均摩尔质量M

(6)

m

3.3.4平均密度ρ

(7)

m

3.3.5液体表面张力σm (8)

3.3.6液体粘度μL

m (8)

3.4气液负荷计算 (9)

3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算 (9)

3.5.1塔径D (9)

3.5.2溢流装置 (11)

3.5.3塔板布置 (12)

3.5.4筛孔数n与开孔率φ (13)

3.5.5塔有效高度Z (13)

3.5.6塔高计算 (13)

3.6筛板的流体力学验算 (14)

(14)

3.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度h

p

的验算 (15)

3.6.2雾沫夹带量e

V

3.6.3漏液的验算 (15)

3.6.4液泛的验算 (15)

3.7塔板负荷性能图 (16)

3.7.1雾沫夹带线（1） (16)

3.7.2液泛线（2） (17)

3.7.3液相负荷上限线（3） (18)

3.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4） (18)

3.7.5液相负荷下限线（5） (18)

3.8筛板塔的工艺设计计算结果总表 (20)

3.9精馏塔附属设备选型与计算 (20)

3.9.1冷凝器计算 (20)

3.9.2预热器计算 (21)

3.9.3各接管尺寸计算 (21)

第四章设计评述与心得 (23)

4.1设计中存在的问题及分析 (23)

4.2设计心得 (23)

参考文献 (24)

前言

化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。精馏是同时进行传热和传质的过程，为实现精馏过程，需要为该过程提供物料的贮存、输送、传热、分离、控制等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。

乙醇在工业、医药、民用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在很多不同的方面，要求乙醇有不同的纯度，甚至是无水乙醇。而因为乙醇极具挥发性，想得到高纯度的乙醇很困难。要把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，可以用连续精馏的方法。精馏是同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。此次化工原理设计是乙醇—水精馏塔的设计。

第一章概述

精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

1.1塔型选择

任何塔设备都难以满足上述所有要求，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。[1]

筛板塔具有结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔的优点。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇—水料液完全可以避免这一缺点，故本设计塔型选择筛板塔。

1.2操作压强选择

精馏操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。故本设计操作压强为常压。

1.3进料热状态选择

原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采

用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料，需增设原料预热器。本设计即采用泡点进料。

1.4加热方式

蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时可采用直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本设计采用应用更广泛的间接蒸汽加热。

1.5回流比的选择

选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经

验值R =（1.1～2.0）R

min 式R 为操作回流比；R

min

为最小回流比。对特殊物系与场

合，则应根据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的R 经验值选定，确定回流比R = 2R

min

。

1.6精馏流程的确定

乙醇、水混合料经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程简图如图1所示。

图1 连续精馏装置流程简图

第二章主要基础数据

2.1水和乙醇的物理性质

乙醇和水的基本参数见表1，液相密度见表2，液体表面张力见表3。

表1 水和乙醇的基本参数

名称分子式分子量沸点/℃临界温度/℃临界压强/kPa 水H2O 18.02 100 373.91 22.05

乙醇C2H5OH 46.07 78.3 240.77 6.148

表2 乙醇和水液相密度

温度/℃20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

乙醇密度

kg/m3

795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 水密度

kg/m3

998.2 995.7 992.2 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 951.0

表3 乙醇和水液体表面张力

温度/℃20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 乙醇表面张力

×103/N/m

22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18.0 17.15 16.2 15.2 14.4 水表面张力

×103/N/m

72.6 71.2 69.6 67.7 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 56.9

2.2常压下乙醇—水的气液平衡数据

常压下乙醇—水的气液平衡数据如表4所示

表4乙醇—水系统t—x—y数据

沸点t，℃乙醇分子，%

液相

乙醇分子，%

液相

沸点t，℃

乙醇分子，%

液相

乙醇分子，%

液相

99.90.0040.0538227.356.44 99.80.040.5181.333.2458.78 99.70.050.7780.642.0962.22 99.50.12 1.5780.148.9264.70 99.20.23 2.9079.8552.6866.28 99.00.31 3.72579.561.0270.29 98.750.39 4.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.69 95.8 1.6116.3478.7572.3676.93 91.3 4.1629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.4978.2783.8784.91 83.7517.4151.6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.4189.41

2.3 A,B,C —Antoine 常数

A,B,C —Antoine 常数，其值见表5。

表5 A,B,C —Antoine 常数

第三章 设计计算

3.1塔的物料衡算

3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率

0.14418

/%)301(46/%3046

/%30)/M W 1(/M W /M W =

x F F F F =-+=

-+水

乙醇乙醇

828.018

/%)5.921(46/%5.9246

/%5.92)/M W 1(/M W /M W =

x D D D D =-+=

-+水

乙醇乙醇

00039.018

/%)1.01(46/%1.046

/%1.0/)-1//=

x w W =-+=

+水

乙醇乙醇

（M W M W M W w w

3.1.2 平均分子量

kg/kmol

22.032 = 180.144）-（1+460.144=M F ??

kg/kmol 41.184 = 18 0.828)-(1 +460.828 =M D ?? kg/kmol 18.011 = 180.00039)-(1+460.00039 =M W ?? 3.1.3 物料衡算

年处理量 F ’=17500t/a 总物料衡算 F=D+W

易挥发组分物料衡算 F ×X F = D ×X D + W ×X W

kmol/h 32.110kg/kmol

032.22h/a 7200kg/t

10t/a 17500F 3=??=

联立总物料衡算和易挥发组分物料衡算解得：

W=91.18 kmol/h D=19.14 kmol/h

3.2塔板数的确定

3.2.1 理论塔板数N T 的求取

乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求N T 。

组分 A B C 乙醇 8.04496 1554.3 222.65 水 7.96681 1668.21 228

根据乙醇—水的气液平衡数据（表4）作y-x 图，如图2。

（1）求最小回流比R min 及操作回流比R 。乙醇—水体系的平衡曲线有下凹部分，自a （x D ，y D ）作平衡线的切线切于其下凹部分，并延长与y 轴相交，截距

333.01

min =+R x D ，即486.11333

.0R min =-=

D

x

取操作回流比 R=2R min =2*1.486=2.972 （2）求理论板N T 。精馏段操作线方程：

2085.07482.01

1

+=++

+=

x R x x R R y D

图2 乙醇、水的y-x 图及图解理论板

如图2所示，按M.T.图解法求得： N T =（15-1）层（不包括再沸器）。其中精馏段理论板数为11层，提馏段为3层（不包括再沸器），第12层为加料板。

3.2.2 全塔效率E T 的求取

根据塔顶、塔底液相组成查表4，用内插法求温度得：

℃ 78.3t 4

.78t 82

.798.824.7827.7882.7987.83=?--=--D D ，同理℃ 8.99t W =

℃ 05.982

t t t W

D =+=

m 89.05 ℃时，乙醇和水的粘度分别为：0.410 mPa·s 和0.325 mPa·s [2]，该温度下进料液相平均粘度为：

F

x a

11

12

d

e

b

f 10

333

.0

mPa·s 337.0）μ144.01（μ144.0μ水乙醇m =-+=

故 %434309.0337.0lg 616.017.0lg 616.017.0E ≈=-=-=m T μ

3.2.3 实际塔板数N

精馏段 25.6=11/0.43=N 精，取26层 提馏段 6.98=3/0.43=N 提，取7层

3.3塔的工艺条件及物性数据计算

3.3.1操作压强P m

塔顶压强kPa P D 3.1053.1014=+=，取每层塔板压强降Pa 7.0△k P =，则进料板压强和塔底压强分别为

kPa P F 5.1237.0263.105=?+= ；kPa 4.1287.0333.105=P W =?+

精馏段和提馏段平均操作压强为

kPa P m 4.11425.1233.105精=+=

；kPa P m 95.1252

4

.1285.123提=+=

3.3.2温度t m

依据操作压强，依下式试差计算操作温度：

B B A A x p x p P 0

0+=

式中：x —溶液中组分的摩尔分数；P —溶液上方的总压，Pa ；p 0—同温度下纯组

分的饱和蒸汽压，Pa （下标A 表示易挥发组分，B 表示难挥发组分）。其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

安托因方程：C

T B

A p +-=0lg

式中：p 0—在温度为T 时的饱和蒸汽压，mmHg ；T —温度，℃；A,B,C —Antoine 常数，其值表5。

计算结果如下： 塔顶温度

3

.105172.0133.010828.0133.010228

21.166896681.765

.2223

.155404496.8=??+??+-

+-

t t 解得t D = 81.98 ℃

同理得：t F = 104.02 ℃ ，t W = 110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为：

℃0.93202.10498.81t 精=+=

m ；℃1.1072

17

.1102.104t 提=+=m

3.3.3平均摩尔质量M m

塔顶 828.01==y x D 811.01=x (由气液平衡曲线得)

kmol kg M VDm /184.4118)828.01(46828.0=?-+?= kmol kg M LDm /708.4018)811.01(46811.0=?-+?=

进料板 3605.0=F y 0608.0=F x

同理得 kmol kg M VFm /094.28= ；kmol kg M LFm /7024.19=

塔底 0046.0=W y 00039.0=W x

同理得 kmol kg M VWm /129.18= ；kmol kg M LWm /01.18=

则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为：

kmol kg M Vm /639.342094

.28184.41精）(=+=

kmol kg M Lm /205.3027024

.19708.40精）(=+=

kmol kg M Vm /112.232094

.28129.18提）(=+=

kmol kg M Lm /856.182

7024

.1901.18提）(=+=

3.3.4平均密度ρm （1）液相密度ρL m

塔顶温度t D = 81.98 ℃，根据表2由内插法得81.98℃时水和乙醇的密度

3乙乙/01.734735

80

98.817357308090m kg =?--=--ρρ

3水水/51.9708

.97180

98.818.9713.9658090m kg =?--=--ρρ

依下式 LB ραραρ///1B LA A Lm += （α为质量分数）

3/67.74751

.970075

.001.734925.01

m kg LmD LmD

=?+=

ρρ

同理求得进料板和塔底液相密度

3/97.884m kg LmF =ρ ；3/20.970m kg LmW =ρ 故精馏段和提馏段的平均密度分别为

3精）(/32.8162/）97.88467.747（m kg Lm =+=ρ ；

3提）(/58.9272/）97.88420.970（m kg Lm =+=ρ

(2) 精馏段和提馏段的气相密度ρmV

3精精）(/302.1)

15.2730.93(314.8639

.344.114m kg RT PM m mV =+??==

ρ 3提提）(/921.0)

15.2731.107(314.8112

.2395.125m kg RT PM m mV =+??==

ρ 3.3.5液体表面张力σm

塔顶温度t D = 81.98 ℃，根据表3由内插法得81.98℃时水和乙醇的表面张力

15

.1780

98.8115.172.168090乙--=--σ m mN D /96.16乙=σ

6.6280

98.816.627.608090水--=

--σ m mN D /22.62水=σ 同理得进料板和塔底乙醇与水表面张力

m mN F /88.14乙=σ m mN F /04.58水=σ m mN W /39.14乙=σ m mN W /77.58水=σ

m mN x n

i

i i mD /74.2422.62）828.01（96.16828.01

=?-+?==

∑=σσ

m mN x n

i

i i mF /56.4004.58）061.01（88.14061.01

=?-+?==

∑=σσ

m mN x n

i

i i mW /02.5877.58）0004.01（39.140004.01

=?-+?==

∑=σσ

则精馏段和提馏段平均表面张力分别为

m mN m /65.32256

.4074.24精）(=+=

σ

m mN m /29.492

56

.4002.58提）(=+=

σ

3.3.6液体粘度μL m

塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为[2]

s a m D ?P =348.0水μ s a m F ?P =269.0水μ s a m W ?P =250.0水μ 塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为[2]

s a m D ?P =448.0乙μ s a m F ?P =333.0乙μ s a m D ?P =300.0乙μ s a m LmD ?P =?-+?=433.0348.0）828.01（448.0828.0μ s a m LmF ?P =?-+?=295.0269.0）061.01（333.0061.0μ s a m LmW ?P =?-+?=251.0250.0）0004.01（300.00004.0μ 则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为 s a m Lm ?P =+=

364.02295

.0433.0精）(μ

s a m Lm ?P =+=

273.02

251

.0295.0提）(μ

3.4气液负荷计算

精馏段气液负荷计算如下：

h kmol D R V /024.7614.19)1972.2()1(=?+=+=

s m VM V Vm Vm S /56.0302

.13600639

.34024.7636003精）(精）(，精=??==

ρ

h kmol RD L /884.5614.19972.2=?== s m LM L Lm Lm S /0006.032

.8163600205

.30884.5636003精）(精）(，精=??==

ρ

h m L L S h /105.236000006.036003，精=?=?=

同理得提馏段 s m VM V Vm Vm S /530.0921.03600112

.23024.7636003提）(提）(，提=??==

ρ

s m LM L Lm Lm S /00032.058

.9273600856

.18884.5636003提）(提）(，提=??==

ρ

3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算

3.5.1塔径D

表6 板间距与塔径的关系

塔径D/m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板间距H T /mm

200～300

250～350

300～450

350～600

400～600

参考表6，初选板间距H T =0.30m ,取板上液层高度h L =0.06m ，故 m h H L T 24.006.030.0=-=- 0268.0304.132.81656.00006.0))((

2

12

1

=???

?

?????? ??=V L S S V L ρρ

图3 Sminth 关联图

查图3可知，05.020=C ，依照下式校正C 055.02065.3205.0)20(

2

.02.020=???

?

???==σ

C C

s m C

u V V L /375.1304

.1304

.132.816055.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.7，则

s m u u /9625.0375.17.07.0max =?== 故 m u

V D S

86.09625

.014.356

.044=??=

=

π

按标准，塔径圆整为1.0m ，则空塔气速s m D V u S

/713.00.114.356

.0442

2

=??=

=

'π

塔内各段负荷差别不大，各段塔径保持一致。则提馏段空塔气速 s m D V u S /675.01

14.353

.0442

2

提

提=??=

=

π

3.5.2溢流装置

根据塔径和液体流量采用单流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰。不设进口堰。各项计算如下。

（1）溢流堰长l w 取l w =0.6D ，即

m l w 6.016.0=?= （2）出口堰高h w ow L w h h h -=

由6.01/6.0/==D l w ，m 55.76.0105

.2/5

.25.2==

W h l L ，查图4，知E =1.03。

图4 液流收缩系数计算图

则 m l L E h w h OW 007.06.0105.203.11000

84

.2100084.23

2

3

2=???

? ????=

???

?

??=

故 m h W 053.0007.007.0=-= 同理求得提馏段h w ，提 = 0.056m

（3）降液管管宽度W d 与降液管面积A f

由6.01/6.0/==D l w 查图5得098.0/=D W d ，054.0/=T f A A 故 m W d 098.01098.0=?= 22042.04

054.0m D A f =?

=π

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

s 5s 210006

.030

.0042.0精≥=?==

s T f L H A τ （符合要求）

s 5s 375.3900032

.030

.0042.0提提≥=?==

s T f L H A τ （4）降液管底隙高度h 0

取液体通过降液管底隙的流速u ’0 = 0.04m/s ，依下式计算降液管底隙高度o h ： m u l L h W s o 025.004

.06.00006

.00精=?==

m u l L h W s o 015.004

.06.000032.00，提提

=?==

图5 弓形降液管的宽度和面积

3.5.3塔板布置

（1）取边缘区宽度W c = 0.035m ，安定区宽度W s = 0.065m （2）依下式计算开孔区面积A a

[

]

2

12221

222813.0465.0337.0sin 465.0180337.0465.0337.02sin 180π2m R

x R x R x A a =???

??

??+-=+-=--π

其中 m W W D

x s d 337.0)065.0098.0(2

1

)(2

=+-=

+-=

m W D

R c 465.0035.02

1

2

=-=

-=

图4-8 塔板结构参数

以上各参数及塔板布置图见图6。 3.5.4筛孔数n 与开孔率φ 取筛孔的孔径d 0 = 5mm ，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm ，取t/d 0 = 3.0，故孔中心距mm t 1553=?=

依下式计算塔板上的筛孔数n

孔4184813.015101158t 10115823a 23=?????

???=???? ???=A n 依下式计算塔板上的开孔区的开孔率φ，即

()()

%1.100.3907

.0%/907.0%2200====

d t A A a ? 每层塔板上的开孔面积A 0为

20082.0813.0101.0m A A a =?==? 气体通过筛孔的气速

s m A V u s /83.6082.056.00精0===

；s m A V u s /46.6082

.053

.00提0=== 3.5.5塔有效高度Z

()()m H N Z T 5.73.01261精精=?-=-= ()()m H N Z T 8.13.0171提提=?-=-=

3.5.6塔高计算

实际塔板数为33，选取每8层塔板建立一个人孔，故人孔数为5个，设人孔处板间距为600mm ，进料段高度为500mm ，塔顶空间H D =1.8 H T =1.8*300=540mm ，取塔底

图6 塔板结构参数

图6中 h W

—出口堰高 h OW

—堰上液层高度 h 0

—降液管底隙高度

h 1

—进口堰与降液管的水平距离 h ’

W

—进口堰高 H d

—降液管中清液层高度 H T

—板间距 l W

——堰长 W d

—弓形降液管高度 W C

—无效周边高度 W S

—安定区宽度 D —塔径 R —鼓泡区半径 x —鼓泡区宽度的1/2 t —同一横排的阀孔中心距 (单位均为m)

停留时间为3min ，则塔底空间高度取1000mm 。由下式计算塔高得

m

24.12154.06.035.03.0）13133（H +H +H n +H n +1)H -n -n -(n =H B

D p p F F T p F =++?++?---=

式中：塔高H(不包括封头、裙坐) n ——实际塔板数； n F ——进料板数

H F ——进料板处板间距，m n P ——板间人孔数

H p ——设人孔处的板间距，m

H D ——塔顶空间，m （不包括头盖部分） H B ——塔底空间，m （不包括底盖部分）

3.6筛板的流体力学验算

3.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度h p 依式 σh h h h l e p ++= （1）干板压强降相当的液柱高度h c 依0/5/3 1.67d δ==，查图7，0.78O C =

m C u h L V O o c 00625.032.816304.178.083.6051.0)()(051.02

2=???

? ?????

?

??==ρρ

图7 干筛孔的流量系数

图8 充气系数关系图

(2)气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度 h l

()s m A A V u f

T s a /75.0042

.00.14/14.356

.02

=-?=

-=

86.0304.175.0=?==V a a u F ρ

由图8查取板上液层充气系数β为0.68。 依式 m h h L l 0408.006.068.0=?==β （3）克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h σ 依式 m gd h o

L 00326.0005

.081.932.8161065.32443

=????==

-ρσ

σ 故 0503.000326.00408.000625.0精=++=++=σh h h h l e p m

单板压强降Pa P g h P L P P 700a 5.40281.932.8160503.0精<=??==?ρ (设计允许值)

同理得提馏段塔板压降Pa 2.424提=?p P 3.6.2雾沫夹带量e V 的验算 依式 2.36

精)(

107.5f

T a V h H u e -?=

-σ

气/kg 液 0.1kg 气/kg 液kg 03.0)15.03.075.0(10

65.32107.52.33

6<=-??=-- 式中， h f ——塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即 0.15=0.06×2.5h = 2.5=0.4）∕（h =h L L f 同理得气/kg 液 0.1kg 气/kg 液kg 02.0提<=V e 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

3.6.3漏液的验算

依式 V L L O OW h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.4-+=

()304.1/32.81600326.006.013.00056.078.04.4?-?+??=

s /6.8m =

筛板的稳定性系数 5.18.06

.883

.6<===

OW O u u K 故在设计负荷下可能会产生过量漏液。

3.6.4液泛的验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度)(W T d h H H +Φ≤。

m h l L

h O

W s d 0002448.0)04.0(153.0)(153.022==?=

m h h h H d L P d 111.00002448.006.00503.0精=++=++= 取5.0=Φ，则m h H W T 18.0)053.03.0(5.0)(=+?=+Φ

同理H d 提 = 0.109m ，故)(W T d h H H +Φ<，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸基本是合适的。

3.7塔板负荷性能图

3.7.1雾沫夹带线（1） 2.36

)(

107.5f

T a

V h H u e -?=

-σ

S s

f

T s a V V A A V u 35.1042

.0785.0=-=

-=

（a ）

???

??????+=+=-32

3

)3600(1084.25.2)(5.2W s W OW W f

l L E h h h h

近似取 0.1≈E ，m h W 053.0=，m l W 6.0= 故 323

23344.21325.0)6.03600(1084.2053.05.2s s f

L L h +=???

??????+=- （b ）

取雾沫夹带极限值V e 为0.1kg 液/kg 气，已知m N /1065.323-?=σ，

m H T 3.0=，并将式（a ）、（b ）代入2.36

)(

107.5f

T a V h H u e -?=

-σ

,得下式：

2

.33

2

3

6

)344.21325.03.035.1(10

65.32107.51.0s s

L V --??=-- 整理得 3

2

63.12903.0s s L V -= （1）

在操作范围内，任取几个s L 值，依（1）式算出相应的s V 值列于表7中。并依表中数据在s s L V -图中做出雾沫夹带线（1），如图9所示。

乙醇水精馏塔设计

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。

化工原理课程设计乙醇水精馏塔设计说明书

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)

化工原理乙醇水_课程设计汇总

化工原理课程设计 分离乙醇-水混合物精馏塔设 计 学院：化学工程学院 专业： 学号： 姓名： 指导教师： 时间： 2012年6月13日星期三 化工原理课程设计任务书 一、设计题目：分离乙醇-水混合物精馏塔设计 二、原始数据： a）原料液组成：乙醇 20 % 产品中：乙醇含量≥94% 残液中≤4% b）生产能力：6万吨/年 c）操作条件 进料状态：自定操作压力：自定 加热蒸汽压力：自定冷却水温度：自定 三、设计说明书内容： a）概述 b）流程的确定与说明 c）塔板数的计算（板式塔）；或填料层高度计算（填料塔） d) 塔径的计算 e）1）塔板结构计算； a 塔板结构尺寸的确定； b塔板的流体力学验算；c塔板的负荷性能图。 2）填料塔流体力学计算；

a 压力降； b 喷淋密度计算 f ）其它 （1） 热量衡算—冷却水与加热蒸汽消耗量的计算 （2） 冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔） （3） 除沫器设计 g ）料液泵的选型 h ）计算结果一览表 第一章 课程设计报告内容 一、精馏流程的确定 乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。 二、塔的物料衡算 (一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数 (二) 平均摩尔质量 (三) 物料衡算 总物料衡算 F W D =+ 易挥发组分物料衡算 F x W x D x F w D =+ 联立以上三式得 三、塔板数的确定 (一) 理论塔板数T N 的求取 根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x 图 乙醇—水气液平衡数据

化工原理课程设计报告

课程设计任务书 设计题目：水冷却环己酮换热器的设计 一、设计条件 1、处理能力53万吨/年 2、设备型式列管式换热器 3、操作条件 a．环己酮：入口温度120℃，出口温度为43℃ b．冷却介质：自来水，入口温度20℃，出口温度40℃ c．允许压强降：不大于1×105Pa d．每年按330天计，每天24小时连续运行 4、设计项目 a．设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 b．换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积。 c．换热器的主要结构尺寸设计。 d．主要辅助设备选型。 e．绘制换热器总装配图。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、论述换热器总体结构(换热器型式、主要结构)的选择； 4、换热器加热过程有关计算(物料衡算、热量衡算、传热面积、换热管型号、壳体直 径等)； 5、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等)； 6、主体设备设计计算及说明；

目录 1. 前言 (1) 1.换热器简介 (1) 2. 列管式换热器分类： (2) 2. 设计方案简介 (2) 2.1换热器的选择 (2) 2.2流程的选择 (2) 2.3物性数据 (2) 3. 工艺计算 (3) 3.1试算 (3) 3.1.1计算传热量 (3) 3.1.2计算冷却水流量 (3) 3.1.3计算两流体的平均传热温度 (3) 3.1.4计算P、R值 (3) 3.1.5假设K值 (4) 3.1.6估算面积 (5) 3.1.7拟选管的规格、估算管内流速 (5) 3.1.8计算单程管数 (5) 3.1.9计算总管数 (5) 3.1.10管子的排列 (6) 3.1.11折流板 (6) 3.2核算传热系数 (6) 3.2.1计算管程传热系数 (6) 3.2.2计算壳程传热系数 (7) 3.2.3污垢热阻 (7) 3.2.4计算总传热系数 (7) 3.3核算传热面积 (7) 3.3.1计算估计传热面积 (7) 3.3.2计算实际传热面积 (8) 3.4压降计算 (8) 3.4.1计算管程压降 (8) 3.4.2计算壳程压降 (8) 3.5附件 (9) 3.5.1接管 (9) 3.5.2拉杆 (9) 4. 换热器结果一览总表 (10) 5. 设计结果概要 (11) 1.结果 (11) 6. 致谢 (12)

乙醇-水连续浮阀式精馏塔的设计方案

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

化工原理课程设计(乙醇_水溶液连续精馏塔优化设计)

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

《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师

目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)

苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 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； 5.精馏塔主要工艺尺寸；

乙醇—水溶液精馏塔设计[精选.]

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

乙醇水精馏塔设计化工原理课程设计

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)

化工原理课程设计报告样本

化工原理课程设计报告样本

《化工原理课程设计》报告 48000吨/年乙醇~水精馏装置设计 年级 专业 设计者姓名 设计单位 完成日期年月日 7

目录 一、概述 (4) 1.1 设计依据 (4) 1.2 技术来源 (4) 1.3 设计任务及要求 (5) 二：计算过程 (6) 1. 塔型选择 (6) 2. 操作条件的确定 (6) 2.1 操作压力 (6) 2.2 进料状态 (6) 2.3 加热方式 (7) 2.4 热能利用 (7) 3. 有关的工艺计算 (7) 3.1 最小回流比及操作回流比 的确定 (8) 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及 7

加热蒸汽量的计算 (9) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量9 3.4 热能利用 (10) 3.5 理论塔板层数的确定 (10) 3.6 全塔效率的估算 (11) 3.7 实际塔板数P N (12) 4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12) 4.1 精馏段与提馏段的体积流 量 (12) 4.1.1 精馏段 (12) 4.1.2 提馏段 (14) 4.2 塔径的计算 (15) 4.3 塔高的计算 (17) 5. 塔板结构尺寸的确定 (17) 5.1 塔板尺寸 (18) 5.2 弓形降液管 (18) 5.2.1 堰高 (18) 5.2.2 降液管底隙高度h019 7

5.2.3 进口堰高和受液盘 19 5.3 浮阀数目及排列 (19) 5.3.1 浮阀数目 (19) 5.3.2 排列 (20) 5.3.3 校核 (20) 6. 流体力学验算 (21) 6.1 气体通过浮阀塔板的压力 降(单板压降) h (21) p 6.1.1 干板阻力 h (21) c 6.1.2 板上充气液层阻力1h (21) 6.1.3 由表面张力引起的阻 (22) 力h 6.2 漏液验算 (22) 6.3 液泛验算 (22) 6.4 雾沫夹带验算 (23) 7. 操作性能负荷图 (23) 7.1 雾沫夹带上限线 (23) 7

化工原理课程设计报告(换热器)

《化工原理课程设计任务书》（1） 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35℃。 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： 1. 99000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。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。

（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取

乙醇_水精馏塔设计说明

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

乙醇和水混合液精馏塔课程设计

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

天津大学化工原理课程设计

《化工原理》课程设计报告 真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 学院天津大学化工学院 专业化学工程与工艺 班级 学号 姓名 指导教师

化工流体传热课程设计任务书 专业化学工程与工艺班级姓名学号（编号） （一）设计题目：真空蒸发制盐系统卤水分效预热器设计 （二）设计任务及条件 1、蒸发系统流程及有关条件见附图。 2、系统生产能力：40 万吨/年。 3、有效生产时间：300天/年。 4、设计内容：Ⅱ效预热器（组）第 3 台预热器的设计。 5、卤水分效预热器采用单管程固定管板式列管换热器，试根据附图中卤水预热的温度要求对预热器（组）进行设计。 6、卤水为易结垢工质，卤水流速不得低于0.5m/s。 7、换热管直径选为Φ38×3mm。 （三）设计项目 1、由物料衡算确定卤水流量。 2、假设K计算传热面积。 3、确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 4、核算总传热系数。 5、核算压降。 6、确定预热器附件。 7、设计评述。 （四）设计要求 1、根据设计任务要求编制详细设计说明书。 2、按机械制图标准和规范，绘制预热器的工艺条件图（2#），注意工艺尺寸和结构的清晰表达。

设计说明书的编制 按下列条目编制并装订：（统一采用A4纸，左装订） （1）标题页，参阅文献1附录一。 （2）设计任务书。 （3）目录。 （4）说明书正文 设计简介：设计背景，目的，意义。 由物料衡算确定卤水流量。 假设K计算传热面积。 确定预热器的台数及工艺结构尺寸。 核算总传热系数。 核算压降。 确定预热器附件。 设计结果概要或设计一览表。 设计评述。 （5）主要符号说明。 （6）参考文献。 （7）预热器设计条件图。 主要参考文献 1. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津: 天津大学出版社, 2002 2. 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动和传热. 北京: 化学工业出版社, 2007 3. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京: 化学工业出版社, 2001 4. 机械制图 自学内容： 参考文献1，第一章、第三章及附录一、三； 参考文献2，第五~七章； 参考文献3，第1、3、4、5、11部分。

乙醇—水溶液精馏塔设计

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

化工原理课程设计乙醇和水

（一）设计题目： 试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。进精馏塔的料液含乙醇 25% （质 量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于 94% ;残液中乙醇含量不 得高于0.1% ;要求年产量为17000吨/年。 （二）操作条件 塔顶压力4kPa （表压） 进料热状态自选 回流比自选 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa （表压） 单板压降W 0.7kPa 1) 2) 3) 4) 5) （三）塔板类型 自选 （四）工作日 每年工作日为300天，每天24小时连续运行。 （五）设计内容 设计说明书的内容 精馏塔的物料衡算； 塔板数的确定； 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 塔板主要工艺尺寸的计算； 塔板的流体力学验算； 塔板负荷性能图； 精馏塔接管尺寸计算； 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 1、 1) 2) 3) 4) 5) 6) 7) 8) 9) 2、 1) 2) 设计图纸要求： 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 绘制 精馏塔设计条件图（A2号图纸）。

目录 1. 设计方案简介??… 1.1设计方案的确定…… 1.2操作条件和基础数据.......... 2. ................................ 精馏塔的物料衡算 2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.......... 2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.3物料衡算....... 3. .......................... 塔板数的确定 3.1 理论板层数Nr的求取…… 3.1.1 求最小回流比及操作回流比 (2) 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 (3) 3.1.3 求操作线方程 (3) 3.1.4 图解法求理论板层数 (3) 3.2 塔板效率的求取……… 4 3.3 实际板层数的求取……… 4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算……… 4.1 操作压力计算……… 4.2 操作温度计算……… 4.3 平均摩尔质量的计算……… 4.4 平均密度的计算……… 4.4.1 气相平均密度计算……… 4.4.2 液相平均密度计算……… 4.5 液体平均表面张力计算 4.6 液体平均黏度计算…… 5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

乙醇——水筛板精馏塔工艺设计-课程设计

学院 化工原理课程设计任务书 专业： 班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：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） 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℃的饱和蒸汽。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．塔釜采用饱和水蒸汽加热（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）R min 设计任务： 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．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间

1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—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) R。 min 1.1.3 设计任务 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。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大

化工原理课程设计(乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计)

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--- 乙醇——水筛板精馏塔工艺设计

化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：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） 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℃的饱和蒸汽。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．塔釜采用饱和水蒸汽加热（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）R min 设计任务： 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．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间 1设计任务

1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—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) R。 min 1.1.3 设计任务 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。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于