板式精馏塔课程设计
Ⅰ 求一份苯-氯苯分离过程板式精馏塔课程设计。
简介的。
最理想的。
什么时候要
Ⅱ 化工原理课程设计 乙醇水板式精馏塔
筛板精馏塔的工艺设计，用它来分离乙醇-水溶液.
分离任务：
1.乙醇的质量分数为30%；
2.处理量为20000t/a；
3.塔顶产品组成（质量分数）为93.5%；
4.塔顶易挥发组分回收率为99%；
5.每年实际生产时间为7200h.
6.操作条件 ：
(1)操作压力：常压 (2)进料热状态：自选 (3)回流比：自选
(4)间接低压蒸汽 (表压为0.3MPa) 加热 (5)单板压降：0.7 KPa
我以前做过这个 包挂工艺尺寸计算 再沸器 原料预热器 离心泵 费用计算 折旧
你留个邮箱吧 我发给你
Ⅲ 筛板式精馏塔的课程设计心得体会
化工原理课程设计是化工原理教学中的一个环节，它要求对化工原理课程的各个方面都比较熟悉，特别是计算部分对化工原理课程掌握的要求度更高，并且对设备的选型及设计要有一定的了解，对化工绘图能力要有一定的要求。通过这段期间的课程设计，我对化工原理设计有了进一步的认识，而且对化工原理精馏这一个章节的知识更加熟悉，可以说是进一步的巩固了。
此外，课程设计是对以往学过的知识加以检验，它能够培养我们理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更使我们深入的理解和认识了化工生产过程，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。
设计过程中还培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了我所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加深刻地认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用。
在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，特别是当遇到难题感到束手无策时就想放弃，但我知道那只是暂时的。在老师和同学们的帮助下，我克服了种种困难课程设计圆满完成了。我更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。
在此，特别感谢老师，您的指导使得我的设计工作得以圆满完成。此外，在设计过程中还得到了许多同学的热心帮助，一并给以衷心的感谢！
Ⅳ 求化工原理课程设计 乙醇-水板式精馏塔工艺设计。
一下计算可能不符合要求，仅提供参考！！！
一、设计任务：
要精馏分离的混合物为：乙醇-水
原料液组成为xf=16.1600%(摩尔)
塔顶产品产量D=128.80kmol/h(每小时128.80千摩尔)
塔顶产品组成xd=88.0000%(摩尔)
塔底残液组成xw=0.1960%(摩尔)(以间接蒸汽加热计)
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二、物料衡算：
设计者选取的D、Xd、Xf、Xw见以上“设计任务”
可计算出：
若按间接蒸汽加热计,则由以下物料平衡关系式：
F=D+W
FXf=DXd+WXw
可计算得：
原料液量F=708.42kmol/h
塔底产品产量W=579.62kmol/h
按直接蒸汽加热计算，则物料衡算式为：
F+S=D+W'
FXf=DXd+W'Xw'
又由于设计中取：
回流比R=5.30,进料液相分率q=1.00,
所以，
W'=L'=L+qF=RD+qF=1391.56kmol/h,
对比以上各式,可得：
直接加热蒸汽用量S=W'-W=811.95kmol/h
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三、塔板数的确定:
设计时选取：
实际回流比是最小回流比的1.60倍，进料液相分率q=1.00，
此时，最小回流比Rmin=3.31
实际回流比R=1.60*3.31=5.30
理论板数N=42.8,其中，精馏段N1=39.8,提馏段N2=3.0
由平均黏度、相对挥发度μav,αav,可算得全塔效率Et=0.6411
实际板数Ne=67,其中，精馏段Ne1=63,提馏段Ne2=4
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四、塔径的确定：
可由板间距Ht和(Vl/Vg)(ρl/ρg)^0.5
确定气液负荷参数C,从而求得液泛气速Uf=C?[(ρl-ρg)/ρg]^0.5,
最后根据塔内气体流通面积A=Vg/U=Vg/[(0.6---0.9)Uf]估算塔径D,再圆整之。
按精馏段首、末板，提馏段首、末板算得的塔径分别为：
2.166米、1.835米，1.702米、1.621米
程序自动圆整（或手工强行调整）后的塔径为：
---2200.0毫米，即2.200米---
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五、塔板和降液管结构设计:
堰长与塔径之比Lw/D=0.70
堰长Lw=1540mm
塔径D=2200mm
安定区宽度Ws=75mm
开孔区至塔壁距离Wc=50mm
孔径do=5mm
孔中心距t=15mm
堰高hw=50mm
降液管底隙高度hd'=40mm
塔板厚度tp=4mm
板间距Ht=600mm
以上为选定[调整]值；以下为计算值：
计算孔数n=14051
塔截面积A=3801336mm^2
降液管截面积Ad=333355mm^2
有效截面积An=3467972mm^2
工作区面积Aa=3134626mm^2
开孔区面积Aa'=2737571mm^2
总开孔面积Ao=275886mm^2
Ad/A=0.0877
An/A=0.8246
Ao/Aa'=0.1008
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六、流体力学校核:
精馏段首板：
单板压降ΔHt=ho+he=ho+β(hw+how)=0.13m清液柱
要求各板总压降∑(ΔHt)<0.3atm
堰上液头how=0.0028Fw(Vl'/Lw)^(2/3)=0.02493m
为流动稳定，要求how>0.006m,如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率ψ=0.1049
要求，ψ〈0.1(0.15)
降液管内泡沫层高度Hd'=ΔHt+(hw+how)+hd=0.42m
要求Hd'<Ht+hw,否则降液管发生液泛
液体在降液管内平均停留时间τ=Hd*Ad/Vl=6.40秒
要求，τ>3至5秒,以防止气体随液体带入下层塔板
实际孔速与漏液时孔速之比Uo/Uomin=23.56/9.38=2.512
Uo必须大于Uo（即比值>1）。要求该比值最好>1.5,以免漏液过量
精馏段末板：
单板压降(气体)ΔHt=0.09m清液柱
要求各板总压降∑(ΔHt)<0.3atm
堰上液层高度how=0.01360m
为流动稳定，要求how>0.006m,如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率ψ=0.0423
要求，ψ〈0.1(0.15)
降液管泡沫层高度Hd'=0.31m
要求Hd'<Ht+hw,否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间τ=11.58秒
要求，τ>3至5秒,以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=24.09/11.46=2.102
要求该比值最好>1.5,否则可导致漏液过量
提馏段首板：
单板压降(气体)ΔHt=0.08m清液柱
要求各板总压降∑(ΔHt)<0.3atm
堰上液层高度how=0.01952m
为流动稳定，要求how>0.006m,如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率ψ=0.0202
要求，ψ〈0.1(0.15)
降液管泡沫层高度Hd'=0.30m
要求Hd'<Ht+hw,否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间τ=6.68秒
要求，τ>3至5秒,以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=24.70/14.09=1.753
要求该比值最好>1.5,否则可导致漏液过量
提馏段末板：
单板压降(气体)ΔHt=0.07m清液柱
要求各板总压降∑(ΔHt)<0.3atm
堰上液层高度how=0.01905m
为流动稳定，要求how>0.006m,如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率ψ=0.0120
要求，ψ〈0.1(0.15)
降液管泡沫层高度Hd'=0.29m
要求Hd'<Ht+hw,否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间τ=6.59秒
要求，τ>3至5秒,以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=24.97/15.72=1.589
要求该比值最好>1.5,否则可导致漏液过量
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七、塔高：
塔高约42.6米
