苯与氯苯分离化工原理课程设计
(一）产品与设计方案简介
1.产品性质、质量指标和用途
产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1．105g/cm3。沸点131．6℃。凝固点-45℃。折射率1．5216(25℃)。闪点29．4℃。燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、
2910mg／kg，肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD
50
空气中最高容许浓度50mg／m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈
质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数）
产品用途：作为有机合成的重要原料
2.设计方案简介
（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。由于所涉浓度范围内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，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。
（3）塔板形式：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。（4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
（5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。
（6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3工艺流程草图及说明
首先，苯和氯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，完成苯与氯苯的分离。
(二) 精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量M A = 78.11 kmol kg / 氯苯的摩尔质量M B =112.56 kmol kg /
6378.011
.78/55.056.112/45.011
.78/55.0=+=
F x
9860.011
.78/98.056.112/02.011
.78/98.0=+=D x
0029.011
.78/002.056.112/998.011
.78/002.0=+=w x
2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
kmol kg M F /59.9056.112*)6378.01(11.78*6378.0=-+= kmol kg M D /59.7856.112*)9860.01(11.78*9860.0=-+= kmol kg M W /46.11256.112*)0029.01(11.78*0029.0=-+=
3.物料衡算
氯苯产量 h kmol W /85.3046
.112*24*3001000
*25000==
总物料衡算 85.30+=D F
苯物料衡算 0029.0*85.309860.0*6378.0*+=D F 联立解得 h kmol D /25.56=
h kmol F /10.87=
（三）塔板数的确定
1．理论塔板数T N 的求取
根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取y x ~
①由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，列于下表
00B A B P P P P x --= x P P y A 0= 00
)1()1(B
A
P P y x x y =--=α 苯-氯苯气液平衡数据 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对y x ~平衡关系的影响完全可以忽略。
②求最小回流比、操作回流比及最小理论塔板层数
将1.表中数据作图得y x ~曲线（如图1）及y x t ~-曲线（如图2）。在y
x ~
图上，因1=q ，查得8946.0=q y ，而6378.0==F q x x ，9860.0=D x 。故有：
3559.06378
.08946.08946
.09860.0=--=
--=
q
q q D m x y y x R
考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.85倍，即：6585.03559.085.185.1=?==m R R ③求精馏塔气、液相负荷 L=RD=0.6585×56.25=37.04kmol/h V=(R+1)D=(0.6585+1) ×56.25=93.29kmol/h L ’=L+F=37.04+87.10=124.14kmol/h V ’=V=93.29 kmol/h ④求操作线方程
精馏段操作线：595.0397.01
1+=+++=
x R x x R R
y D 提馏段操作线为过()0029.0,0029
.0和()8479.0,6378.0两点的直线。 ⑤图解法求理论塔板数
如图1所示，求解结果为
总理论板层数 N T =11.0（包括再沸器） 进料板位置 N F =4
图1 图解法求理论板层数
图2 苯-氯苯物系温度组成图
2．实际塔板数的求取
（1）全塔效率
塔的平均温度(83.9131.5)/2107.7m t =+=℃
平均温度下的气液组成 0.300m x = 0.656m y = 苯与氯苯的粘度分别为 0.238A u m p a s = 0.256B u m p a s = 平均粘度为 0.3000.2380.6560.2560.m u m p a s =?+?= 塔板效率为 0.170.616l g 0.170.616l g 0.
T m E u =-=
-?= （2）实际板层数的求取 N 精=3/0.553=5.42≈6 N 提=8/0.553=14.47≈15 N p =6+15=21
(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1、操作压力的计算
塔顶操作压力 p D =101.08+4=105.08kpa 每层塔板压降 Δp=0.7kpa
进料板压力 p F =105.08+0.7×6=109.28kpa 塔底压力 p W =105.08+0.7×21=119.78kpa
精馏段平均压力 p m =1/2×（105.08+109.28）=107.18kpa 提馏段平均压力 p m ‘=1/2×（109.28+119.78）=114.53kpa
2、操作温度计算
由t-x-y 图得，塔顶温度t D =83.5℃，进料板温度t F =91.7℃，塔底温度t W =131.1℃。精馏段平均温度t m =1/2×（83.9+91.7）=87.6℃，提馏段平均温度t m ‘=1/2×（131.1+91.7）=111.4℃。
3、平均摩尔质量的计算
塔顶x D =y 1=0.9860，查图1得x 1=0.9353。同理，加料板x F =0.6188，y F =0.8818；塔底x W =0.0017，y W =0.0067。 M VDm =0.9860×78.11+(1-0.9860) ×112.56=78.59kg/kmol M LDm =0.9353×78.11+(1-0.9353) ×112.56=79.65kg/kmol M VFm =0.8818×78.11+(1-0.8818) ×112.56=82.18kg/kmol M LFm =0.6188×78.11+(1-0.6188) ×112.56=91.24kg/kmol M VWm =0.0067×78.11+(1-0.0067) ×112.56=112.33kg/kmol M LWm =0.0017×78.11+(1-0.0017) ×112.56=112.50kg/kmol 精馏段平均摩尔质量
M Vm =1/2×(78.59+82.18)=80.39 kg/kmol M Lm =1/2×(79.65+91.24)=85.45 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量
M ‘Vm =1/2×(82.18+112.33)=97.26 kg/kmol M ‘Lm =1/2×(91.24+112.50)=101.87 kg/kmol
4、平均密度的计算
（1）气相平均密度 3107.8880.39
2.89/8.314(87.627
3.15)
m V m
Vm m
p M kg m RT ρ?=
=
=?+
3''
'
'
115.2397.26 3.50/8.314(111.4273.15)
Vm
Vm m m p M kg m RT ρ?=
=
=?+
（2）液相平均密度
液相平均密度依下式计算，即i a i Lm ρρ//1∑=（a 为质量分率） 塔顶温度t D =83.5℃,此温度下ρA =812.41kg/m 3, ρB =1033.79kg/m 3
0.9860*78.11
0.980.9860*78.110.0140*112.56
A α=
=+ 1
0.98
0.02
812.411033.79
A
B
LDm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρLDm =815.90kg/m
3
。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下ρA =803.62kg/m 3, ρB =1025.56kg/m 3
0.6188*78.11
0.530.6188*78.110.3812*112.56
A α=
=+ 1
0.53
0.47
803.621025.56
A
B
LFm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρFDm =894.61kg/m
3
。
塔底温度t W =131.1℃,此温度下ρA =755.91kg/m 3, ρB =980.90kg/m 3
1
0.00290.9971755.91
980.90
A
B
LWm
A
B
a a ρρρ=
+
=
+
，所以ρLWm =980.06kg/m
3
。
所以 ρ
Lm =1/2×(815.90+894.61)=855.26 kg/m 3
ρ
’Lm =1/2×(980.06+894.61)=937.34 kg/m 3
5、液体的表面张力
塔顶温度t D =83.5℃,此温度下σA =20.7dyn/cm, σB =25.8dyn/cm σLDm =0.9860×20.7+（1-0.9860）×25.8=20.8 dyn/cm 。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下σA =19.8dyn/cm, σB =24.9dyn/cm σLFm =0.6188×19.8+（1-0.6188）×24.9=21.7 dyn/cm 。
塔底温度t W =131.5℃,此温度下σA =15.3dyn/cm, σB =20.4dyn/cm σLWm =0.0029×15.1+（1-0.0029）×20.4=20.3 dyn/cm 。 所以 σLm =1/2×(20.8+21.7)=21.3dyn/cm σ’Lm =1/2×(20.4+21.7)=21.1dyn/cm
6、液体平均黏度的计算
塔顶温度t D =83.5℃,此温度下μA =0.297mpa ·s ，μB =0.301mpa ·s
lg 0.9860lg 0.297(10.9860)lg 0.301LDm μ=?+-?,解得μ
LDm =0.297 mpa ·s 。
进料板温度t F =91.7℃,此温度下μA =0.275mpa ·s ，μB =0.282mpa ·s
lg 0.6188lg 0.275(10.6188)lg 0.282LFm μ=?+-?,解得μ
LFm =0.280 mpa ·s 。
塔底温度t W =131.1℃,此温度下μA =0.197mpa ·s ，μB =0.202mpa ·s
lg 0.0029lg0.197(10.0029)lg0.202LWm μ=?+-?,解得μ
LDm =0.202 mpa ·s 。
所以 μLm =1/2×(0.297+0.280)=0.289mpa ·s μ’
Lm =1/2×(0.202+0.280)=0.241 mpa ·s
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1、塔径的计算
（1）精馏段的气、液相体积流率分别为
393.2980.390.721/36003600 2.89
Vm s Vm
VM V m s ρ?=
=
=?
3337.0485.45 1.0310/36003600855.26
Lm s Lm
LM L m s ρ-?=
=
=??
31/21/2
1.0310855.26()()0.02460.721
2.89
h Lm h Vm L V ρρ-?=?=，取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m 。故H T -h L =0.40-0.06=0.34m 。查文献[1]中图5-1得，C 20=0.073。
0.20.22021.2(
)0.073(
)0.07420
20
Lm
C C σ==?=
max 0.074 1.269/m s μ=== 取安全系数0.8，则空塔气速u=0.8u max =0.8×1.269=1.015m/s 。
0.951D m =
=
=，圆整后取D=1.0m 。
塔截面积为 22
21.00.785
4
4
T A D m π
π
=
=
= 实际空塔气速 u=0.721/0.785=0.918m/s 。
（2）提馏段的气、液相体积流率分别为
3''
'
'
93.2997.260.720/36003600 3.50
Vm Vm
s V M V m s ρ?=
=
=?
3'''
3'124.14101.87 3.75610/36003600935.20
Lm s Lm
LM L m s ρ-?=
=
=??
31/21/2
3.75610937.34()()0.08530.720 3.50
h Lm h Vm L V ρρ-?=?=，取板间距H T =0.40m ，板上液层高度h L =0.06m 。故H T -h L =0.40-0.06=0.34m 。查文献[1]中图5-1得，C 20=0.068。
0.20.220'
21.0(
)0.068(
)0.06920
20
Lm
C C σ==?=
max 0.069 1.126/m s μ=== 取安全系数0.8，则空塔气速u=0.8u max =0.8×1.126=0.901m/s 。
'
1.008D m =
=
=，圆整后取D ‘
=1.0m 。 塔截面积为 '222
1.00.785
4
4
T A D m π
π
=
=
= 实际空塔气速 u=0.720/0.785=0.917m/s 。
2、精馏塔的有效高度的计算
z 精=（N 精-1）H T =（6-1）×0.40=2.0m z 提=（N 提-1）H T =（15-1）×0.40=5.6m
在进料板上方开一人孔，提馏段中开两个人孔，其高度为0.8m ，故有效高度应为
=++(0.80.4)3 2.0 5.6 1.Z Z Z m
-?=++=有效提精
全塔的实际高度
取进料板板间距为0.8m ，人孔处板间距为0.8m ，塔底空间高度为2.5m ，塔顶空间高度为0.8m ，封头高度为0.5m ，裙座高度为2.0m ，则全塔高为 12(1)F P T F F P P D B H n n n H n H n H H H H H =---++++++ (21131)0.40.830.80.8 2.5
=---?++?++++ 15.4m =
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1、溢流装置的计算
因D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
（1）堰长l w
取 l w =0.66D=0.66×1.0=0.66m 。 （2）溢流堰高度h w 精馏段堰上液层高度
32/3
2/3
2.84 2.84
1.03103600()
1()0.00961000
10000.66h ow w
L h E m l -??=
=??= 提馏段堰上液层高度
32/3
2/3''
2.84 2.84
3.756103600
(
)
1(
)0.02271000
1000
0.66
h ow w
L h E m l -??=
=
??=
取0.06L h m =，则 精馏段h w =h L -h ow =0.06-0.0096=0.0504m 提馏段h ‘w =h L -h ‘ow =0.06-0.0227=0.0373m 因此，上下两段均取0.044W h m =。
（3）弓形降液管宽度W d 和截面积A f
由l w /D=0.66，查文献[1]图5-7得A f /A T =0.0722,W d /D=0.125。故 A f =0.0722A T =0.0722×0.785=0.0567m 2 W d =0.125D=0.125×1.0=0.125m 。
塔的相对操作面积为（1-2×0.0722）×100%=85.6%
依文献[1]式5-9验算液体在降液管中的停留时间。对于精馏段有
3
360036000.05670.4022.0251.03103600
f T
h
A H s s L θ-??=
=
=>??，合理。
对于提馏段有
3
'360036000.05670.40 6.0453.756103600
f T
h
A H s s L θ-??=
=
=>??，合理。
（4）降液管底隙高度h 0
精馏段u 0’=0.09m/s ，提馏段u 0’=0.20m/s ，则
30'
1.03100.02336000.660.09
h
w L h m l u -?=
=
=?，03'
'
'
3.756100.02936000.660.20
w L h m l u -?=
=
=?。
因此，上下两段均取00.030h m =。
00.0440.0300.0140.006W h h m m -=-=>
故降液管底隙设计合理。
选用凹形受液盘，深度0.05W
h m '=。 2、塔板布置
采用F1型浮阀，重量为33g(重阀)，孔径为39mm ，阀片直径48mm,阀片厚
度2mm ，最大开度8.5mm ，静止开度2.5mm 。
① 阀孔临界速度
精馏段 0.5480.548
0172.8
72.8
[](
)(
) 5.86/2.89
Kp Vm
u m s ρ===
提馏段 0.5480.548
0272.872.8
[](
)() 5.28/3.50
Kp Vm u m s ρ==='
上下两段相应的阀孔动能因子为
010[] 5.8899.96K F u ===
020[] 5.2509.88
K p F u === 均属正常操作范围。
② 开孔率
100%u
u φ=
? 式中：u 为适宜的空塔气速，0u 为阀孔速度。 精馏段 1101 1.015100%100%17.3%5.86u u φ=
?=?= 提馏段 22020.901100%100%17.1%5.28
u u φ=
?=?=
为了塔板加工方便，上下两分段开孔率均采用17.5%φ=，由此求得上
下两端的阀孔速度和相应的动能因子为：
01
5.80/u m s '= 019.86F '= 02
5.15/u m s '= 029.63F '= ③ 阀孔总面积
2
00.7850.1750.137T A A m
φ==?= ④ 浮阀总数 0022
0440.137
1153.140.039
A N d π?=
==? ⑤ 塔板上布置浮阀的有效操作面积
已知0.125d W m =，取破沫区宽度0.07s W m =，边缘区宽度0.04c W m =，则
1.0
()(0.1250.07)0.30522d s D x W W m =
-+=-+= 1.00.040.4622
c D r W m =-=-=
有效操作面积
22(a r c s i n )180a x A r r
π=
2
3.140.305
2(0.3.3050.46
a r c s i n 180
0.46
=?+?
?20.517m =
有效操作面积率 22
440.517
100%100%65.8%3.14 1.0
a A D επ?=
?=?=? ⑥ 浮阀的排列
浮阀采用等腰三角形交叉排列。设垂直于液流方向的阀孔中心距为t ，
与此相应
每排浮阀中心线之间的距离0.075t m '=，则
0/0.517/115
0.05990.075
a A N t m t ==
=' 取t=0.060m 。
(七)筛板的流体力学验算
1、塔板压降
p c l h h h h σ=++
（1）干板阻力h c
精馏段
1101 5.872/c u m s == 0101
c u u <，则 0.175
0.175
01119.0 5.8019.00.030855.26
c Lm u h m ρ?===液柱 提馏段
1102 5.287/c u m s ===
020
2
c u u >，则 0.1750.17502219.0 5.287
19.00.028937.34
c c Lm u h m ρ?==='液柱 （2）气体通过液层的阻力h 1
取充气系数00.4ε=，则 00.40.060.024l L h h m ε==?=液柱
（3）液体表面张力阻力h σ （此阻力很小，忽略不计）
气体通过每层塔板的液柱高度h p 可按下式计算：
110.0300.0240.054p c l h h h m =+=+=液柱 220.0280.0240.052p c l h h h m =+=+=液柱
气体通过每层塔板的压降为
110.054855.269.81453.07700p p Lm p h g Pa Pa ρ?==??=< 220.052937.349.81478.16700p p Lm
p h g Pa Pa ρ'?==??=< 上下两段单板压降均符合设计任务要求。
2、液沫夹带
100%F b
=
泛点率
100%F T
=
泛点率
板上液体流经长度 2 1.020.1250.7L d Z D W m =-=-?= 板上液流面积 20.78520.05670.b T f A A A m =-=-?= 苯和氯苯是正常系统，因此物性系数K=1.0，查图的泛点负荷系数 10.116F C = 20.119F C = (1) 精馏段
1100%F b
=
精泛点率
30.750
100%=
55.2%=
189100%100%59.1%
0.785
F T
==
=精泛点率
精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()V e kg kg <液气的要求。
(2) 提馏段
1100%F b
=
精泛点率
60.750
100%=
59.9%=
150100%100%60.5%
0.785
F T
==
=精泛点率
精馏段两泛点率都在80%以下，雾沫夹带量能满足0.1()/()V e kg kg <液气的
要求。
3、液泛
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度()d T W H H h φ≤+, 而d p L d H h h h =++
（1） 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度
精馏段 10.054p h m =液柱 提馏段 20.052p h m =液柱 （2） 液体通过降液管的压头损失
精馏段 322110 1.03100.153()0.153()0.000410.660.030S d W L h m l h -?==?=?液柱
提馏段 322
220 3.756100.153()0.153()0.005510.660.030S d W L h m l h -?==?=?液柱
（3） 板上液层高度
精馏段和提馏段皆为0.06L h m =
因此，取0.7φ=，降液管中清液层高度如下： 精馏段 1110.0540.060.000410.114
d p L d H h h h m =++=++= 1()0.7(0.4
0.044)
0.3108
T W d H h H φ+=?+=> 提馏段 2220.0520.060.005150.1172
d p L d H h h h m =++=++= 2()0.7(0.4
0.044)
0.3108
T W d H h H φ+=?+=> 可见，精馏段和提馏段均符合防止液泛的要求。
(八)塔板负荷性能图
1、漏液线
精馏段:
1,min 223000.0391150.404/44s V d N m s ππ=??==
提馏段：2,min
'
22300
0.0391150.367/4
4
s V d N m s π
π
=
??=
= 2、雾沫夹带线
泛点率
100%F b
按泛点率为80%计算
精馏段：
2
100%80%
0.1160.672
=
??
整理得： 1.07217.64s s
V L =-
精馏段： 2
100%80%
0.1190.672
=
??
整理得： 1.02116.71s s V L =-
在操作范围内任取两个Ls ，计算出Vs 的值列于表2中
3、液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006m 作为最小液相负荷标准。 2/336002.84()0.006
1000
s
ow w
L h E l ==
取E=1，则
3/23,min 0.0061000
0.66(
)0.00056/2.84
3600
s L m s ?=?
=
据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限3。
4、液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限。 5f T s
A H L θ=
=
故 3,m i n
0.0567
0.40
0.00454/
5
s L m s ?== 据此可作出与气相负荷无关得垂直液相负荷下限4。
5、液泛线
()T W p L d H h h h h φ+=++
222/3
00036002.84() 5.340.153()(1)[()]21000v s s T W w L w w
u L l H h h E g l h l ρφερ+=++++
02004s
V u d N π=
（1） 精馏段
2
22
2/3
42.89(
)0.7850.0391150.7(0.40.044) 5.340.153()855.2629.810.660.03036002.84(10.4)[0.044()]
10000.66
s
s s V L L π???+=+???+++
整理得：s V =
（2） 提馏段
2
22
2/3
43.50(
)0.7850.0391150.7(0.40.044) 5.340.153()937.3429.810.660.03036002.84(10.4)[0.044()]
10000.66
s s s V L L π???+=+???+++
整理得：s V =在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s ，计算结果列于表3中
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3、图4所示。 在负荷性能图上，作出操作点，与坐标原点相连，即作出操作线。
6、操作弹性
操作条件下
精馏段 1
1111
1
1
93.2980.39855.26701
37.0485.45 2.89
v s v L s L VM V D VM L ρρ??====??
提馏段 '
2
21
2'2
2
2
124.1497.26937.34
34093.29101.87 3.50
v s v L s L V M V D V M L ρρ??==
=
=??
在精馏段负荷性能图，即图3中，精馏段气相负荷上限3max ( 1.043)/s V m s =，气相负荷下限3min (0.406)/s V m s =。操作弹性：
,m a x ,m i n 1.043
2.570.406
s s V V ==。 在提馏段负荷性能图，即图4中，提馏段气相负荷上限3max (0.870)/s V m s =，气相负荷下线 3min (0.404)/s V m s
=
操作弹性：
,m a x ,m i n 0.870
2.150.404
s s V V ==。
图3 精馏段塔板负荷性能图
图4 提馏段塔板负荷性能图
(九)精馏塔接管尺寸计算
1、进料管
3
87.1091.248.884/
894.61
L F m s L F m FM V m h ρ?=
==，取u=2.0m/s ，则
39.640
R d m m
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ45×3.0。
2、塔釜出料管
3
30.85112.503.541/
980.06
L W m s L W m WM V m h ρ?=
==，取u=0.7m/s ，则
42.300
R d m m
=
=
= 按照GB8163——87，选择无缝钢管φ48×4.0。
3、塔顶上升蒸汽管
393.2978.59
2536.9/
2.89
V D m s V D m VM V m h ρ?=
==，取u=15m/s ，则
9
244.60
R d m m
=
=
= 按照GB8163——87，选择无缝钢管φ273×8.0。
4、塔底蒸汽进口管
3'93.29112.33
2994.1/3.50
VWm
s VWm
V M V m h ρ?=
=
=，取u=15m/s ，则
1
265.70
R d m m
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ273×7.0。
5、塔顶回流液管
337.0479.65 3.616/815.90
LDm
s LDm
LM V m h ρ?=
=
=，取u=0.4m/s ，则
56.540
R d m m
=
=
=
按照GB8163——87，选择无缝钢管φ76×6.0。
(十)塔顶全凝器和塔底再沸器的计算及选型
1、塔顶全凝器
塔顶温度t D =83℃,苯的气化潜热r=30778kJ/kmol 。热损失5%，故热负荷为
693.2930778 3.0210/15%
15%
Vr Q kJ h ?=
=
=?--=839.56kW
总传热系数K=1000W/(m 2·℃)。冷却水32℃进，38℃出，泡点回流，故
2112
3832
47.98332ln
ln 8338o m D D t t t C t t t t --?=
==----。 换热面积为 2
839.56100017.51100047.9
Q S m K T
?=
=
=??，取S=19.7m 2
根据GB/T4715-92标准选择单程固定管板式换热器 (DN φ400×2000)，实际
换热面积 S=19.7m 2 冷凝水用量衡算 653.0210 1.21104.1766
/p Q W C kg h t
?=
=
=????
2、再沸器(E-105立式虹吸式)
立式虹吸式再沸器传热效果好，占地面积小，直接管短
蒸发量V ’=93.29kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化热
kmol kJ kmol kcal r /354502389
.08469
/8469===
热损失按5%计算 693.2935450
3.48110/967.0015%0.95
V r Q kJ h kw '?=
==?=- m t ?=158.7-131.5=27.2℃ 总传热系数k 取600W/m 2
℃
2
967.001000
59.2560027.2m Q S m K t ?=
==??
S 取262.2S m ≈
查<化工设计手册>，得型号（DN φ450?4500）。
(十一)设计结果一览表
附表1 物料衡算计算结果 序号 项目 数值
1 原料液流量F ，kmol/h 87.10
2 气相产品流量D ，kmol/h 56.25
3 液相产品流量W,kmol/h 30.85
4 原料液摩尔分数x F 0.6378
5 气相产品摩尔分数x D 0.9860 6
液相产品摩尔分数x W 0.0029
附表2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果
化工原理课程设计---苯冷却器的设计
XXXX大学 化工原理课程设计 题目______________________________________________ 姓名：____________________________________________ 专业：____________________________________________ 指导老师：________________________________________ 日期:
目录 一、......................................... 设计任务书 1设计题目 ............................... 2、...................................... 工艺要求及操作条件 3、...................................... 设计要求 二、......................................... 设计说明书 1确定设计方案 ........................... 2、...................................... 确定物性数据 3、...................................... 计算总传热系数 4、...................................... 计算出热面积 5、...................................... 工艺结构尺寸的计算 6、...................................... 换热器核算 三、......................................... 设计课汇集 四、......................................... 评价 五、......................................... 参考文献
苯-氯苯分离精馏塔设计
二、设计方案的确定 1.操作压力： 蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计为一般物料因此，采用常压操作。 2.进料状况： 进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料即q=1。 3.加热方式 蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。 4.冷却方式 塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。 5.热能利用 蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。 三、精馏塔的工艺计算和论叙 （一）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 78.11/A M kg kmol =苯的摩尔质量： 0.4/78.11 0.49 0.4/78.110.6/112.63F x = =+ 0.97/78.11 0.98 0.97/78.110.03/112.63D x ==+ 0.03/78.11 0.04 0.03/78.110.97/112.63W x ==+ 2、相对挥发度α的计算：
化工原理课程设计最终版
青岛科技大学 化工课程设计 设计题目：乙醇-正丙醇溶液连续板式精馏塔的设计指导教师： 学生姓名： 化工学院—化学工程与工艺专业135班 日期:
目录一设计任务书 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 （二）精馏塔设计模拟 （三）塔板工艺尺寸计算 1）塔径 2）溢流装置 3)塔板分布、浮阀数目与排列 （四）塔板的流体力学计算 1）气相通过浮阀塔板的压强降2）淹塔 3)雾沫夹带 （五）塔板负荷性能图 1）雾沫夹带线 2）液泛线 3）液相负荷上限 4）漏液线 5）液相负荷上限 （六）塔工艺数据汇总表格 三塔的附属设备的设计 （一）换热器的选择 1)预热器 2)再沸器的换热器 3)冷凝器的换热器 （二）泵的选择 四塔的内部工艺结构 （一）塔顶 （二）进口 ①塔顶回流进口 ②中段回流进口 （三）人孔 （四）塔底 ①塔底空间 ②塔底出口 五带控制点工艺流程图 六主体设备图 七附件 （一）带控制点工艺流程图 （二）主体设备图 八符号表 九讨论 十主要参考资料
一设计任务书 【设计任务】设计一板式精馏塔，用以完成乙醇-正丙醇溶液的分离任务 【设计依据】如表一 表一 【设计内容】 1）塔板的选择； 2）流程的选择与叙述； 3）精馏塔塔高、塔径与塔构件设计； 4）预热器、再沸器热负荷及加热蒸汽消耗量，冷凝器热负荷及冷却水用量，泵的选择； 5）带控制点工艺流程图及主体设备图。 二塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇—正丙醇混合液，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程，运用Aspen软件做出乙醇—正丙醇的T-x-y 相图，如图一：
图一：乙醇—正丙醇的T-x-y相图 由图一可得乙醇—正丙醇的质量分数比为0.5:0.5时，其泡点温度是84.40o C （二）精馏塔设计模拟 1.初步模拟过程 运用Aspen软件精馏塔Columns模块中DSTWU模型进行初步模拟，并不断进行调试，模拟过程及结果如下：
二组分系统气液平衡相图的绘制(含数据)
二组分系统气液平衡相图的绘制 一实验目的 1.确定不同组成的环己烷——乙醇溶液的沸点及气、液两相的平衡浓度，由此绘制其沸点组成图。 2.掌握阿贝折射仪的原理及使用方法。 二实验原理 本实验用回流冷凝法测定不同浓度的环己烷——乙醇溶液的沸点和气、液两相的组成，从而绘制T----x图。 下图为环己烷——乙醇的沸点组成图的大致形状，ADC和BEC为气相线，AD′C和BE′C 为液相线。体系总组成为x的溶液开始沸腾时，气象组成为y ，继续蒸馏，气相量增加，液相量减少（总量不变），溶液温度上升，回流作用，控制了两相的量一定，沸点一定。此时，气相组成为y′，与其平衡的液相组成为x′，体系的平衡沸点为t沸，此时气液两相服从杠杆原理。 当压力一定时，对两相共存区进行相律分析：独立组分K=2，相数P=2，则自由度f=K－P＋1=2－2＋1=1 即有，体系温度一定，则气液两相成分确定。总量一定时，亮相的量也一定。在一实验装置中，控制气液两相的相对量一定，使体系温度一定， 则气液组成一定。 用精密温度计可以测出平衡温度，取出气液两相样品 测定其折射率可以求出其组成。折射率和组成有一一对应 关系，可以通过测定仪系列已知组成的样品折射率，绘出 工作曲线。测出样品就可以从工作曲线上找到未知样品的 组成。 三仪器与药品 仪器：阿贝折射仪、超级恒温槽、蒸馏瓶、调压 变压器、1/10℃刻度温度计、25ml移液管一支、5ml、 10ml移液管各两支、锥形瓶四个、滴管若干支 药品：环己烷、乙醇、丙酮 四实验步骤 1.工作曲线的测定 把超级恒温槽调至25℃，连接好恒温槽与阿贝折 射仪，使恒温水流经折射仪。 准确配制下列溶液，测定纯环己烷，乙醇和下列 溶液的折射率，并测定溶液温度。 环己烷 1 2 3 4ml 乙醇 4 3 2 1ml 2.测定环己烷的沸点 按图装好仪器，调压变压器调至最小，将25ml苯加入蒸馏瓶，打开冷凝水，接通电源，
化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计
资料 前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 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，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量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，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 |
'
目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)
苯与氯苯分离化工原理课程设计
(一）产品与设计方案简介 1.产品性质、质量指标和用途 产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1．105g/cm3。 沸点131．6℃。凝固点-45℃。折射率1．5216(25℃)。闪点29．4℃。燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD502910mg／kg，空气中最高容许浓度50mg／m3。遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。与氯酸银反应剧烈 质量指标：苯纯度不低于99.8%，塔顶馏出液中含氯苯不得高于2%，原料液中含氯苯45%。（以上均为质量分数） 产品用途：作为有机合成的重要原料 2.设计方案简介 （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 1
质量稳定。由于所涉浓度范围内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，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。（3）塔板形式：F1型浮阀塔板，浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低;塔板开口率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自 由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。 （4）加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预 热器加热至泡点后送入精馏塔内。 （5）由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 （6）再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3工艺流程草图及说明 2
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；
二组分真实液态混合物的气—液平衡相图的绘制
实验四二组分真实液态混合物的气—液平衡相图的绘制 一、实验目的 1.掌握二组分真实液态混合物的沸点、气液组成的测定方法。 2.掌握阿贝折光仪的使用。 3.绘制环已烷—乙醇体系的沸点—组成图，确定其恒沸点及恒沸组成。 二、实验原理 在恒定压力下，二组分达到气液平衡时，表示溶液的沸点与组成的相图称为沸点—组成图，即t x —图可分为三类： —图。二组分真实液态混合物的t x (1)溶液的沸点介于两纯组分沸点之间（图4—10（a））。 (2)各组分对拉乌尔定律发生最大正偏差，其溶液有最低恒沸点（图4—10（b））。 (3) 各组分对拉乌尔定律发生最大负偏差，其溶液有最高恒沸点（图4—10（c））。 对(2)、(3)类系统在最低或最高沸点处的气液两相组成相同，加热蒸发的结果只能使气相总量增加，气液两相组成及溶液沸点保持不变，这是的温度称为恒 沸点，相应的组成称为恒沸组成。 为了测定t x —图，需在气—液两相达到平衡后，同时测 定气相组成、液相组成和溶液的沸点。本实验采用折光率法 测定系统的组成。即需测定已配置好的不同组成的溶液的折 光率，然后绘制折光率与组成的标准曲线，即本实验的工作 曲线。实验采用简单蒸馏瓶，用电热丝直接放入溶液中加热 （如图4—11），以减少过热和暴沸现象。气相分析是取冷凝 器下端小玻璃球中的冷凝液，液相分析是取蒸馏瓶内的液体。 分析仪器采用阿贝折光仪。 三、仪器和药品 蒸馏瓶一个；温度计一支（50℃~100℃，0.01精度）；阿 贝折光仪一台；长、短滴管各一支；20ml量筒一个；1ml刻 度滴管一支。 环已烷；无水乙醇；20%、40%、60%、80%环已烷—乙 醇混合液；脱脂棉。 四、实验步骤
化工原理课程设计-苯加热器设计
太原工业学院 化工原理课程设计 苯加热器设计 系： 班级： 姓名： 学号： 完成时间：年月日
课程设计任务书 设计一个换热器，将纯苯液体从55℃加热到80℃。纯苯的流量为1.4×104 kg/h。加热介质采用的是具有200 kPa的水蒸气。要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa，试设计或选择合适的管壳式换热器，完成该任务。 设计要求 （1）换热器工艺设计计算 （2）换热器工艺流程图 （3）换热器设备结构图 （4）设计说明
目录 一、方案简介 (4) 二、方案设计 (5) 1、确定设计方案 (5) 2、确定物性数据 (5) 3、计算总传热系数 (5) 4、工艺结构尺寸 (6) 5、换热器核算 (7) 三、设计结果一览表 (10) 四、设计总结 (12) 五、参考文献 (13) 附图··········································································
一、方案简介 1、概述 换热器是化工、石油、食品及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位，由于生产规模、物料的性质、传热的要求等各不相同，估换热器的类型也是多种多样。 按用途特可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，根据冷、热流体热量交换的原理和方式可分为三大类：混合式、蓄热式、间壁式。 间壁式换热器的特点是冷、热流体被固定壁面间隔开，不想混合，通过间壁进行热量的交换。此类换热器中，以列管式应用最广。本设计任务是利用饱和水蒸气给纯苯加热。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。 2、换热器类型 列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，主要分三大类：固定管板式、浮头式、U型管式。 （1）固定管板式换热器结构简单，成本低，壳程检修和清洗困难，壳程必须是清洁、不易产生垢层和腐蚀的介质。 （2）浮头式换热器结构较为复杂，成本高，消除了温差应力，是应用较多的一 种结构形式。 （3）U型管式换热器结构简单，适用于高温和高压场合，但管内清洗不易，制 造困难。 二、方案设计 某厂在生产过程中，需将纯苯液体从55℃冷却到80℃。纯苯的流量为1.4×104kg/h。加热介质采用的三具有200 kPa的水蒸气,要求纯苯液体在换热器中的压降不大于30kPa。试设计或选择合适管壳式换热器。 1．确定设计方案 （1）选择换热器的类型 两流体温度变化情况： 冷流体进口温度55℃，出口温度80℃。 热流体为饱和水蒸气，温度恒为T s，查表得，200kPa的饱和水蒸气的饱和温度为T s=120℃ 该换热器采用饱和水蒸气冷凝放热来加热冷流体，管壁与壳壁温差较大，流体压强不高，初步确定选用固定管板式换热器，考虑到管壁与壳壁温差较大情况，因此，换热器应安装膨胀节，进行热补偿。 （2）管程安排 从流体流经管程或壳程的选择标准来看，纯苯液体有毒，为减少向环境泄露的机会，苯宜走管程；水蒸气较洁净，不会污染壳程，所以饱和蒸汽宜走壳程，以便及时排除冷凝液。综上所述，纯苯液体走管程，饱和水蒸气走壳程。 2、确定物性数据
二组分气液平衡相图的绘制讲义
双液系气-液平衡相图的绘制 一、实验目的、要求 1. 测定常压下环己烷-乙醇二元系统的汽液平衡数据，绘制101325Pa下的沸点-组成的相图。 2. 掌握阿贝折射仪的原理和使用方法。 二、实验原理 液体混合物中各组分在同一温度下具有不同的挥发能力。因而，经过汽液见相变达到平衡后，各组分在汽、液两相中的浓度是不相同的。根据这个特点，使二元混合物在精馏塔中进行反复蒸馏，就可分离得到各纯组分。为了得到预期的分离效果，设计精馏装置必须掌握精确的汽液平衡数据，也就是平衡时的汽、液两相的组成与温度、压力见的依赖关系。大量工业上重要的系统的平衡数据，很难由理论计算，必须由实验直接测定，即在恒压（或恒温）下测定平衡的蒸汽与液体的各组分。其中，恒压数据应用更广，测定方法也较简便。 本实验测定的恒压下环己烷-乙醇二元汽液平衡相图。图中横坐标表示二元系的组成（以B的摩尔分数表示），纵坐标为温度。用不同组成的溶液进行测定，可得一系列数据，据此画出一张由液相线与汽相线组成的完整相图。 下图为环己烷——乙醇的沸点组成图的大致形状，ADC和BEC为气相线，AD′C和BE′C 为液相线。体系总组成为x的溶液开始沸腾时，气象组成为y ，继续蒸馏，气相量增加，液相量减少（总量不变），溶液温度上升，回流作用，控制了两相的量一定，沸点一定。此时，气相组成为y′，与其平衡的液相组成为x′，体系的平衡沸点为t沸，此时气液两相服从杠杆原理。 当压力一定时，对两相共存区进行相律分析：独立组分C=2，相数P=2，则自由度F=C－P＋1=2－2＋1=1 即有，体系温度一定，则气液两相成分确定。总量一定时，两相的量也一定。在一实验装置中，控制气液两相的相对量一定，使体系温度一定， 则气液组成一定。用精密温度计可以测出平衡温度，取出 气液两相样品测定其折射率可以求出其组成。折射率和组 成有一一对应关系，可以通过测定仪系列已知组成的样品 折射率，绘出工作曲线。测出样品就可以从工作曲线上找 到未知样品的组成。 三、使用仪器、材料 沸点仪1套，阿贝折射仪，移液管，环己烷，无水乙醇 四、实验步骤 1、测定折射率与组成的关系，绘制工作曲线 将9支小试管编号，依次移入0.1 ml, 0.2 ml, …, 0.9 ml的环己烷，然后依次移入0.9 ml, 0.8 ml,…, 0.1 ml的无水乙醇，配成9份已知浓度的溶液，用阿贝折射仪测定每份溶液的折射率及纯环己烷和纯无水乙醇的折射率，以折射率对浓度作图。 2、测定环己烷-乙醇体系的沸点与组成的关系 (1) 右半部沸点-组成关系的测定取20 ml无水乙醇加入沸点仪中，然后依次加入环己烷0.5, 1.0, 1.5, 2.0, 4.0, 14.0 ml，测定溶液沸点，及气、液组分折射率n。完成后，将溶液倒入回收瓶。 (2) 左半部沸点-组成关系的测定取25 ml环己烷加入沸点仪中，然后依次加入
化工原理课程设计苯和甲苯
化工原理课程设计说明书 设计题目：苯-甲苯分离过程筛板式精馏塔设计者：班级化工2009级（1）班 姓名郑健 学号 2009071976 日期 2012年6月26日 指导教师：（签名） 设计成绩：日期 单位：石河子大学化学化工学院化工系
目录 1设计方案的选择及流程说明 (4) 1.1概述 (4) 1.1.1精馏原理 (4) 1.1.2精馏塔选定 (4) 1.2设计方案的确定 (4) 2精馏塔的物料衡算 (5) 2.1原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (5) 2.2原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (5) 2.3物料衡算 (5) 3塔数的确定 (6) N的求取 (6) 3.1理论板层数 T 3.1.1相对挥发度的求取 (6) 3.1.2求最小回流比及操作回流比 (6) 3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (7) 3.1.4求操作线方程 (7) 3.1.5采用逐板法求理论板层数 (7) 3.2实际板层数的求取 (8) 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 4.1操作压力的计算 (8) 4.2操作温度的计算 (9) 4.3平均摩尔质量计算 (9) 4.4平均密度计算 (10) 4.4.1气相平均密度计算 (10) 4.4.2液相平均密度计算 (10) 4.5液体平均表面张力的计算 (11) 4.6液体平均黏度计算 (12) 5塔及塔板的工艺尺寸的设计计算 (13) 5.1塔径的设计计算 (13) 5.1.1精馏段： (13) 5.1.2提馏段： (14) 5.2塔的有效高度的计算 (15)
5.3塔的实际高度的计算 (15) 5.4溢流装置的计算 (15) 5.4.1精馏段： (15) 5.4.2提馏段： (16) 5.5塔板布置 (17) 5.5.1精馏段： (17) 5.5.2提馏段： (18) 6流体力学验算 (20) 6.1塔板压强降 (20) 6.1.1精馏段： (20) 6.1.2提馏段： (21) 6.2液沫夹带量的校核 (21) 6.2.1精馏段： (21) 6.2.2提馏段： (22) 6.3溢流液泛的校核 (22) 6.3.1精馏段： (22) 6.3.2提馏段： (23) 6.4液体在降液管内停留时间的校核 (23) 6.4.1精馏段： (23) 6.4.2提馏段： (23) 6.5漏液点的校核 (23) 6.5.1精馏段： (23) 6.5.2提馏段： (24) 7塔板负荷性能图（以精馏段为例） (25) 7.1漏液线 (25) 7.2液沫夹带线 (25) 7.3液相负荷下限线 (26) 7.4液相负荷上限线 (26) 7.5液泛线 (27) 7.6负荷性能图及操作弹性 (28) 8计算结构汇总表 (29) 9小结 (30)
苯、氯苯分离精馏塔
目录 引言.............................................. 错误！未定义书签。第一章概述...................................... 错误！未定义书签。 1.1苯的基本来源和用途................................. 错误！未定义书签。 1.2化工分离技术的重要性............................... 错误！未定义书签。 1.3化工分离技术的多样性............................... 错误！未定义书签。 1.4二元混合精馏概述................................... 错误！未定义书签。 1.4.1精馏原理......................................... 错误！未定义书签。 1.4.2精馏分离原则..................................... 错误！未定义书签。 1.4.3恒沸精馏......................................... 错误！未定义书签。 1.4.4萃取精馏......................................... 错误！未定义书签。第二章板式塔塔板设计与选型....................... 错误！未定义书签。 2.1塔设备在工业中的应用及种类......................... 错误！未定义书签。 2.1.1泡罩塔........................................... 错误！未定义书签。 2.1.2浮阀塔........................................... 错误！未定义书签。 2.1.3筛板塔........................................... 错误！未定义书签。 2.2板式精馏塔技术的进展............................... 错误！未定义书签。 2.2.1林德筛板......................................... 错误！未定义书签。 2.2.2波纹筛板......................................... 错误！未定义书签。 2.2.3新垂直筛板....................................... 错误！未定义书签。 2.2.4N YE塔板.......................................... 错误！未定义书签。 2.2.5DJ塔板 .......................................... 错误！未定义书签。 2.2.6高弹性浮阀塔板(VV) ............................... 错误！未定义书签。第三章设计方案的确定及流程说明.................. 错误！未定义书签。第四章塔的工艺计算.............................. 错误！未定义书签。
化工原理课程设计——换热器的设计
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
双液系的气液平衡相图
双液系的气-液平衡相图 1. 简述由实验绘制环己烷-乙醇气-液平衡T-x相图的基本原理。 答：通过测定不同沸点下组分的气、液相的折射率，在标准的工作曲线上找出该折射率对应的浓度，结合其沸点画出平衡相图。 2. 在双液系的气-液平衡相图实验中，作环己烷-乙醇的标准折光率-组成曲线的目的是什么？ 答：作标准曲线的目的是通过测气、液相相得折射率从而在标准工作曲线上找出对应的浓度。 3. 用精馏的方法是否可把乙醇和环己烷混合液完全分离，为什么？ 答：不能完全分离。因为环己烷-乙醇二组分具有最低恒沸点。 4. 测定纯环己烷和纯乙醇的沸点时，沸点仪中有水或其它物质行吗？ 答：有水和其他物质都是不行的。因为有水和其他物质会使所测沸点改变。 5. 为什么工业上常生产95％酒精？只用精馏含水酒精的方法是否可能获得无水酒精？ 答：因为水-乙醇二组分具有最低恒沸点，所以工业上常生产95%的酒精。用精馏的方法无法获得无水酒精，只能获得95%的酒精。 6. 在双液系的气-液平衡相图实验中，如何判断气-液相达平衡状态？
答：观察贝克曼温度计的读数，如果读数稳定3-5分钟，说明已达平衡状态。 7. 在双液系的气-液平衡相图实验中，每次加入沸点仪中的环己烷或乙醇是否应按记录表所规定的体积精确计量？为什么？ 答：不需要按记录表的加。因为组分的浓度不是按所加物质的量计算得来的，而是通过测折射率间接得到的。 8. 在双液系的气-液平衡相图实验中，在测定沸点时，溶液出现分馏现象，将使绘出的相图图形发生什么变化？ 答：出现馏分将使测得的沸点偏高，使相图向上移动。 9. 在双液系的气-液平衡相图实验中，蒸馏器中收集气相冷凝的小球大小对结果有何影响？ 答：小球太小难以收集气相，小球太大，小球内的组分更新太慢，产生馏分，导致实验误差。 10. 在双液系的气-液平衡相图实验中，通过测定什么参数来测定双液系气-液平衡时气相和液相的组成？ 答：通过测定组分的折射率来测定双液系气-液平衡时气相和液相的组成。 11. 在双液系的气-液平衡相图中，如何通过测定溶液的折光率来求得溶液的组成？ 答：通过测得的折射率在标准曲线上找出对应的浓度，根据气、液相平衡浓度与测得的沸点作出平衡相图。
化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)
课程设计说明书 课程设计名称化工原理课程设计 课程设计题目苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓名 学号 专业 班级 指导教师 提交日期
化工原理课程设计任务书 (一)设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务 (1)原料液中含氯苯35% (质量)。 (2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％(质量)。 (3)年产纯度为99.8％的氯苯吨41000吨 操作条件 (1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态自选。 (3)回流比R=（1.1-3）R min。 (4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔 设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。 （三）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) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2．设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图
2) 绘制精馏塔装置图（四）参考资料 1．物性数据的计算与图表 2．化工工艺设计手册 3．化工过程及设备设计 4．化学工程手册 5．化工原理 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。
目录 前 言 ........................................................................................................................................................ 6 1．设计方案的思考 ............................................................................................................................ 6 2.设计方案的特点 .............................................................................................................................. 6 3．工艺流程的确定 ............................................................................................................................ 6 一．设备工艺条件的计算 ...................................................................................................................... 8 1．设计方案的确定及工艺流程的说明 ............................................................................................ 8 2．全塔的物料衡算 . (8) 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ...................................................................................... 8 2.2 平均摩尔质量 .......................................................................................................................... 8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .............................................................................................. 8 3．塔板数的确定 ................................................................................................................................ 9 3.1理论塔板数T N 的求取 ........................................................................................................... 9 3.2 确定操作的回流比R ............................................................................................................. 10 3.3求理论塔板数 ......................................................................................................................... 11 3.4 全塔效率T E ......................................................................................................................... 12 3.5 实际塔板数 p N （近似取两段效率相同） (13) 4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 (13) 4.1平均压强 m p (13) 4.2 平均温度m t .......................................................................................................................... 14 4.3平均分子量m M (14) 4.4平均密度 m ρ (15) 4.5 液体的平均表面张力m σ (16) 4.6 液体的平均粘度 m L μ, (17) 4.7 气液相体积流量 (18) 6 主要设备工艺尺寸设计 ................................................................................................................ 19 6.1 塔径 ........................................................................................................................................ 19 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ................................................................................................ 20 7.1 溢流装置 ................................................................................................................................ 20 7.2 塔板布置 .. (23) 二 塔板流的体力学计算 ...................................................................................................................... 25 1 塔板压降 . (25)
化工原理课程设计
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明
6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。
3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言
2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷