精馏塔设计流程
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。
设计条件如下：
操作压力 5kPa(塔顶表压)；
进料热状况自选；
回流比自选；
单板压降≤；
根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
【设计计算】
（一）设计方案的确定
本设计任务为分离水—乙醇混合物。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，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该
物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （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 乙醇的摩尔质量 A M =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol F x =18.002
.1864.007.4636.007
.4636.0=+=
D x =64.002.1818.007.4682.007
.4682.0=+=
W x =024.002
.1894.007.4606.007
.4606.0=+=
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
F M =×+×=23.07kg/kmol D M =×+×=35.97kg/kmol
W M =×+×=18.69kg/kmol
3.物料衡算
以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F =
90.2812
25007.231000
2000=???kmol/h
总物料衡算 =W D + 水物料衡算 ×=+W 联立解得 D =h W =h （三）塔板数的确定
1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e , 作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
q y = q x =
故最小回流比为
min R =
q
q q D x y y x --=
35.018
.0-52.052
.0-64.0=3
取操作回流比为
R =min R =×=
③求精馏塔的气、液相负荷
L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（+1）20.1132.7=?kmol/h
'L =F L +=+= kmol/h 'V =V =h
④求操作线方程 精馏段操作线方程为
y =
x V L +D x V D =418.0462.064.020
.1132.720.1117.5+=?+=x x 提馏段操作线方程为 W x V W x V L '''''y -=
==?-024.020
.1158.21x 20.1107.34''x ⑤图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为
总理论板层数 T N =16（包括再沸器） 进料板位置 F N =5 2. 实际板层数的求取
精馏段实际板层数 精N =2055.011
= 提馏段实际板层数 提N =1009.955
.05
≈=
（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 以精馏段为例进行计算。 1. 操作压力计算
塔顶操作压力 D P =+5= 每层塔板压降 ΔP = 进料板压力 F P =+×20= 精馏段平均压力 m P =+/2= 2. 操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中水、乙醇的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：
塔顶温度 D t =79.3°C 进料板温度 F t =95.4°C
精馏段平均温度 m t =4.872)4.953.79(=+°C 3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
由D x =1y =，查平衡曲线（见图1），得
1x =
m VD M =×+×=35.97kg/kmol
m LD M =×+×=38.05kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图1），得 F y =
查平衡曲线（见图1），得 F x =
m VF M =×+×=32.61kg/kmol m LF M =×+(1-2)×=23.63kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 m V M =+/2=34.29kg/kmol m L M =+/2=30.84kg/kmol 4. 平均密度计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即
m m m RT Vm
V M P =
ρ=
30.1)
15.2734.87(314.829.343.113=+??kg/m 3 （2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即
i i t a m ρρ//1∑=
塔顶液相平均密度的计算 由D t =79.3°C ，查手册[3]
得
A ρ=741.6kg/m 3
B ρ=971.8kg/m 3
=
m LD ρ63.774)
8.97118.06.74182.01
=+kg/m 3
进料板液相平均密度的计算
由F t =95.4°C ，查手册得
A ρ=731.5kg/m 3
B ρ=961.9kg/m 3
=
m LD ρ5.764)
9.96118.05.73182.01
=+kg/m 3
进料板液相的质量分率
39.002
.188.007.462.007
.462.0=?+??=
A α
m LF ρ=
7.8569
.96161.05.73139.01
=+kg/m 3
精馏段液相平均密度为
6.8102/)
7.8565.764(m =+=L ρkg/m 3
5.液体平均表面张力计算 液体平均表面张力依下式计算，即
i i L x σσ∑=m
塔顶液相平均表面张力的计算 由D t =79.3°C ，查手册得 =A σm =B σm
2.345.6236.0
3.186
4.0m =?+?=LD σmN/m
进料板液相平均表面张力的计算 由F t =95.4.0°C ，查手册得 =A σm =B σm
00.5278.5982.0.053.1618.0=?+?=LFm σmN/m 精馏段液相平均表面张力为
1.432/)0.52
2.34(m =+=L σmN/m 6. 液体平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算，即
lg m L μ=
i
i
x μlg ∑
塔顶液相平均粘度的计算 由D t =79.3.0°C ，查手册得 =A μs pa ?m =B μs pa ?m
)355.0lg(36.0)436.0lg(64.0lg m +=LD μ
解出405.0m =LD μs pa ?m 进料板液相平均粘度的计算 由F t =95.4°C ，查手册得
=A μs pa ?m =B μs pa ?m )299.0lg(8.0)386.0lg(2.0lg +=LFm μ 解出=m LF μs pa ?m 精馏段液相平均粘度为
360.02/)315.0405.0(m =+=L μs pa ?m （五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1. 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
=??==
30.1360029
.3420.113600vm vm VM Vs ρ0.082m 3/s
=??==
6
.810360084
.3017.53600Lm Lm LM Lh ρ0.000055 m 3/s
由 V
V
L C
u ρρρ-=max 式中C 计算中的C 20由《化工原理课程设计》P105图5-1查取，图的横坐标为
=??=2
121)30
.16.810(3600335.0360000032.0)(V L h h V L ρρ 取板间距30.0=T H m ，板上液层高度06.0=L h m ，则 24.006.030.0=-=-L T h H m 查图5-1得C 20= 0968.0)20
2.34(
074.0)20
(
2
.02.020===L
C C σ
415.230
.130
.16.8100968
.0max =-=u m/s
取安全系数为，则空塔气速为
69.1415.27.07.0max =?==u u m/s
25.069
.1082
.044=??=??=
ππu Vs
D m
按标准塔径圆整后为 D=0.3m 塔截面积为
=?=
=
223.04
4
π
π
D A T 0.0707 m 2
实际空塔气速为
16.10707
.0082
.0==
u m/s
2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
7.53.0)120()1(=?-=-=T H N Z 精精m
提馏段有效高度为
7.23.01-101-=?==）（）（提提T H N Z m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为
=++=8.0提精Z Z Z ++=9.2m
（六）塔板主要工艺尺寸的计算 1. 溢流装置计算
因塔径D=0.3m ，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W l
取 21.03.07.070.0=?==D l W m （2）溢流堰高度W h
由 OW L W h h h -=
选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 32)(100084
.2W
h OW l L E h =
近似取E=1，则=???=
3
2)21
.03600000055.0(1100084.2OW h 0.0027m 取板上清夜层高度 60=L h mm 故 0573.00027.006.0=-=W h m （3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A
由
7.03
.021
.0==D l W 查《化工原理课程设计》P112图5-7，得
0722.0=T
f A A
124.0=D
W d
故 ==T f A A 0722.0=?0707.00722.00.0051m 2
=?==3.0124.0124.0D W d 0.0372 m
依下式验算液体在降液管中停留时间，即
=???=
=
3600
000055.030
.00051.036003600h
T
f L H A θ〉5s
故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度0h
03600u l L h W h
'=
取 08.00
='u m/s =???=
21
.0396.036003600
000055.00h 0.00066m
=-=-00066.00573.00h h W 0.05664m> 0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度50='w
h mm 。 2. 塔板布置 （1）塔板的分块
因mm D 300=，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。 （2）边缘区宽度确定
查《化工原理课程设计》P114得，取 ='=S S W W 0.07m ，=C W 0.05m 。 （3）开孔区面积计算 开孔区面积依下式计算，即 )sin 180(212
2
2
r
x
r x r x A a -+-=π 其中 0428.0)07.00372.0(23
.0)(2=+-=+-=
S d W W D x m 10..005.02
3
.02=-=-=C W D r m
=+
-=-)10
.00428
.0sin 180
10.00428.010.00428.0(21
2
2
2
πa A 0.0162m 2 （4）筛孔计算及其排列
本题所处理的物系无腐蚀性，可选用3=δmm 碳钢板，取筛孔直径50=d mm 。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
155330=?==d t mm
筛孔数目n 为 84015.00162
.0155.1155.12
20=?==t A n 个 开孔率为 1.10)015
.0005.0(907.0)(
907.02
20===t d φ% 气体通过阀孔的气速为
12.500162
.0101.0082.000=?==
A V u S m/s （七）筛板的流体力学验算 1. 塔板压降
（1）干板阻力c h 计算 干板阻力依下式计算，即 )()(
051.0200L
V
c c u h ρρ= 由67.1350==δ
d ，查《化工原理课程设计》图5-10得，772.00=C 故 0851.0)6
.81030
.1()772.09.24(
051.02==c h m 液柱
（2）气体通过液层的阻力l h 计算
气体通过液层的阻力l h 依下式计算，即
L l h h β= 25.10051
.00707.0082
.0=-=-=
f T S a A A V u m/s
43.130.125.10==F )/(212
1m s kg
?
查《化工原理课程设计》图5-11得，61.0=β。
故 0353.0)00066.00573.0(61.0)(=+=+==OW W L l h h h h ββm 液柱
（3）液体表面张力的阻力σh 计算
液体表面张力所产生的阻力σh 依下式计算，即
043.0005
.081.96.810101.43443
0=????==-gd h L L ρσσm 液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 可依下式计算，即 σh h h h l c p ++=
0847.00043.00353.00451.0=++=p h m 液柱 气体通过每层塔板的压降为
5.67381.9
6.810084
7.0=??==?g h P L p p ρpa < （设计允许值） 2. 液面落差
对于筛板塔液面落差很小，且本题的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3. 液沫夹带
液沫夹带依下式计算，即
2.36
)(
107.5f
T a
L
v h H u e -?=
-σ
15.006.05.25.2=?==L f h h m
故 026.0)15
.040.030.1(101.43107.52
.33
-6=-??=-v e kg 液/kg 气< 0.1kg 液/kg 气 4. 漏液
对筛板塔，漏液点气速m in 0，u 可依下式计算，即
V L L h h C u ρρσ)13.00056.0(4.40min 0-+=，
5.230.1/
6.810)0043.006.013.00056.0(772.04.4=-?+?=m/s 实际孔速9.240=u m/s >min 0，u 稳定系数为 96.95
.290
.24min
00==
=
，u u K >2 故在本设计中无明显漏液。 5. 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应服从如下式的关系，即 )(W T d h H H +≤?
水—乙醇物系属不易起泡物系，取6.0=?，则
214.0)0573.030.0(6.0)(=+=+W T h H ?m
而 d L p d h h h H ++=
板上不设进11堰，d h 可依下式计算，即
001.0)08.0(153.0)(153.0220
=='=u h d m 液柱 1448.0001.006.00847.0=++=d H m 液柱 )(W T d h H H +≤? 故在本设计中不会发生液泛现象。 （八）塔板负荷性能图 1. 漏液线
由 V L L h h C u ρρσ)13.00056.0(4.40min 0-+=，
min ,min 0A V u S =
，
)(OW W L h h h +=
32)(100084
.2W
h OW l L E h =
得 V L W h W S h l L E h A C V ρρσ?
???
??-???
??
?+
+=3200min )(100084.213.00056.04.4，
30
.16.8100043.0)21.03600(1100084.20573.013.00056.00162.0101.0772.04.432?
?????-??????
??++????=s L
整理得3
2min 11.158455.50118.0s
S L V +=，
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表5-4。
表5-4
由上表数据即可作出漏液线1。 2. 液沫夹带线
以1.0=v e kg 液/kg 气为限，求s s L V —关系如下： 由 2.3a
6
)(
107.5f
T L
v h H u e -?=
-σ
s s
f T s V V A A V u 43.10051
.0707.0a =-=-=
)(5.25.2OW W L f h h h h +== 0573.0=W h 3
23295.1)21
.03600(1100084.2s s OW L L h =??=
3
288.4143.0s
f L h +=
288.4157.0s
f T L h H -=-
1.0)88.4157.043.1(101.43107.52
.33
236=-??=--s
s v L V e 整理得 3
284.26807.0s
s L V -=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表5-5。
表5-5
由上表数据即可作出漏液线2。 3. 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度006.0=OW h m 作为最小液体负荷标准。由下式得 006.0)3600(100084.23
2==W
OW l E h 取1=E ，则 00024.03600
396
.0)84.210000058.0(
32min =?=，s L m 3/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 4. 液相负荷上限线
以4=θs 作为液体在降液管中停留的下限，由下式得
4==
s
T f L H A θ
故 00204.04
30
.00204.04
min =?=
=
T
f s H A L ，m 3/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 5. 液泛线
令 )(W T d h H H +=?
由 d L p d h h h H ++=；σh h h h l c p ++=；L L h h β=；OW W L h h h += 联立得σββ??h h h h h H d c OW W T ++++=--+)1()1(
忽略σh ，将OW h 与s L ，d h 与s L ，c h 与s V 的关系式代入上式，并整理得 3
22
2
s s s L d L c b V a '-'-'='
式中 )()(051.02
00L
V
c A a ρρ=
' W T h H b )1(--+='β?? 2
0)(153.0h l c W =' 3
23
)3600)(
1(1084.2W
l E d β+?='- 将有关数据带入，得 0569.0)3
.83936
.1()772.0489.0101.0(051.0)()(051.02200=??==
'L V c A a ρρ
187.0052.0)161.06.0(40.06.0)1(=?--+?=--+='W T h H b β?? 0.2779)014.053.0(153
.02
=?=
'c
640.1)53
.03600)(
61.01(11084.23
23
=+???='-d 故 3
22
2
640.10.2779187.00569.0s s s L L V --=
或 3
22
2
82.284884029.3s
s s L L V --=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表5-6。
表5-6
由上表数据即可作出漏液线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图5-20所示。
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA 即作出操作线[4]
。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图5-20查得
350.2max =，s V m 3
/s 4100.0min =，s V m 3
/s
故操作弹性为
730.54100.0350
.2min
max ==，，s s V V 所设计的筛板的主要结果汇总于表5-7。
表5-7 筛板塔设计计算结果
序号 项目
数值 1 平均温度 m t ，C 0
2 平均压力 m P ，kpa
3 气相流量 s V ，（s m 3）
4 液相流量 s L ，（s m 3） 5
实际塔板数
26
参考文献
[1] 《化工过程及设备手册》，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社，1986
[2]陈敏恒，丛德慈，方图南，《化工原理》上册.北京：化学工业出版社，1999
[3]冯骉，《食品工程原理》.北京：中国轻工业出版社，2006
[4]大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994
[5]柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995
精馏塔设计流程
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。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，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （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 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
板式精馏塔项目设计方案
板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (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。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C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 C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。 第四节：精馏工艺流程草图及说明
、流程方案的选择
1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B )
精馏塔的工艺标准计算
2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2.1 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D
分离乙醇水精馏塔设计含经典工艺流程图和塔设备图
分离乙醇-水的精馏塔设计设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期：
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、设计内容：
1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔板的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算； 9）对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、设计图纸要求； 1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。
一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为 水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740 原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率90％ 平均摩尔质量 MF = 由于生产能力50000吨／年，. 则 qn，F 所以，qn，D 2）塔板数的确定：
板式精馏塔设计方案
板式精馏塔设计方案 一、设计方案确定 1.1 精馏流程 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，乙醇、水混合原料液经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经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇-水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。 1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）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。
精馏塔工艺工艺设计方案计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
精馏塔设计图(参考)
∠1∶１０ 设计数量 职务姓名日期制图校核审核审定批准 比例 图幅 1∶20 A1 版次 设计项目设计阶段 毕业设计施工图 精馏塔 重量（Kg） 单件总重备注 件号 图号或标准号 名称 材料12345基础环 筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 6 789 10 111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘 塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱 111411111111 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体 法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 技术要求 1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行 制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301； 3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板 厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定； 4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%； 5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验； 6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm； 7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm； 8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行； 9、管口及支座方位见接管方位图。 技术特性表 管口表 总质量：27685 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21设计压力 MPa 设计温度 ℃工作压力 MPa 工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 0.11500.027102 筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面 型式用途或名称b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹 温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901
精馏塔设计图(参考)
1 / 2 ∠1∶１０ 设计数量 职务姓名日期制图校核审核审定批准 比例 图幅 1∶20 A1 版次 设计项目设计阶段 毕业设计施工图 精馏塔 重量（Kg） 单件总重备注 件号 图号或标准号 名称 材料1 2345基础环 筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 6 789 10111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘 塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱 111411111111 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体 法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔 排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 技术要求 1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行 制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301； 3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板 厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定； 4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%； 5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验； 6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm； 7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm； 8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行； 9、管口及支座方位见接管方位图。 技术特性表 管口表 总质量：27685 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21设计压力 MPa 设计温度 ℃工作压力 MPa 工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa 焊缝接头系数腐蚀裕量 mm 全容积 m 容器类别 0.11500.027102 筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面 型式用途或名称b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹 温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901
板式精馏塔设计任务书
板式精馏塔设计任务书 1、概述 1.1 精馏单元操作的简介 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。 1.2 精馏塔简介 精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。 简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。 1.3 苯-甲苯混合物简介 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。 1.4设计依据 本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。 1.5 技术来源
板式精馏塔课程设计
《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师
化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、设计内容 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五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 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.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论
五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。
板式精馏塔设计书.doc
板式精馏塔设计任务书4-3 一、设计题目： 苯―甲苯精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 48.0％（质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.0％ 塔底产品组成 3.0% 2、操作条件 操作压力常压 进料热状态泡点进料 冷却水 20℃ 加热蒸汽 0.19MPa 3、设备型式筛板塔 4、厂址安徽省合肥市 三、设计内容： 1、概述 2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算; 4、主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核； ( 5 )塔板负荷性能计算； ( 6 )塔接管尺寸计算； ( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。 5、辅助设备选型与计算 6、设计结果汇总 7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述
目录 1、概述 (3) 1.1 精馏单元操作的简介 (3) 1.2 精馏塔简介 (3) 1.3 苯-甲苯混合物简介 (3) 1.4设计依据 (3) 1.5 技术来源 (3) 1.6 设计任务和要求 (4) 2、设计计算 (4) 2.1确定设计方案的原则 (4) 2.2操作条件的确定 (4) 2.2.1操作压力 (4) 2.2.2进料状态 (5) 2.2.3加热方式的选择 (5) 2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 2.4板式精馏塔的简图 (6) 2.5常用数据表： (6) 3、计算过程 (8) 3.1 相关工艺的计算 (9) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9) 3.1.3 物料衡算 (9) 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9) 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10) 3.1.6逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.7精馏塔效率的估算 (12) 3.1.8实际板数的求取 (12) 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 3.2.1操作压力计算 (12) 3.2.2操作温度计算 (13) 3.2.3平均摩尔质量计算 (13) 3.2.4平均密度计算 (14) 3.2.5液体平均表面张力计算 (15) 3.2.6液体平均粘度计算 (16) 3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17) 3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17) 3.3.2 塔径的计算 (17) 3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19) 3.4 塔板结构尺寸的计算 (19) 3.4.1 溢流装置计算- (19) 3.4.2塔板布置 (21) 3.5筛板的流体力学验算 (23) 3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23) 3.5.2液面落差 (24)
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）
2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
分离乙醇水精馏塔设计(含经典实用工艺流程图和塔设备图)
分离乙醇-水的精馏塔设计 设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期：
化工原理课程设计任务书 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、设计内容： 1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔板的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算； 9）对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、设计图纸要求； 1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分 数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔 顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％ 的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶 压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽 压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740
化工原理课程设计说明书板式精馏塔设计1
河南科技学院化工原理（下）课程设计 处理量为7万吨/年二硫化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计 学院：化学化工学院 专业：化学工程与工艺 班级：化工094班 姓名：吕庆宝 指导教师：杨胜凯
【精馏塔设计任务书】 一设计题目 精馏塔及其主要附属设备设计 二工艺条件 生产能力：7万吨每年（料液） 年工作日：7200小时 原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（摩尔分率，下同） 产品组成：馏出液 96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：自定 加热方式：直接蒸汽加热 回流比：自选 三设计内容 1 确定精馏装置流程; 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 四设计结果总汇 将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。
五参考文献 列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。 流程的设计及说明 图1 板式精馏塔的工艺流程简图 工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。 【已知参数】:
精馏塔设计过程
化工原理课程设计任务书 苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计1设计条件 原料含量（质量分数）处理能力（T/Y）馏出液中含量（质 量分数） 釜液中含量（质量 分数） 塔类型 0.36 65000 0.91 0.03 筛板 每年实际生产天数：330（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4Kpa 冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.52 / k cm gf 2 设计任务 完成精馏塔工艺要求，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制大控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书 3 设计图要求 1、用1号图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图，四个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。 2、用2号图纸绘制设备流程图一张。 3、用坐标值绘制溶液的y-x图一张，并用图解法求理论塔板数。
目录 1绪论 (4) 1.1 设计方案 (4) 1.2选塔依据 (5) 2 精馏塔的工艺设计 (5) 2.1 全塔工艺设计计算 (6) 2.1.1 进料组成的确定及物料衡算 (6) 2.1.2 平均相对挥发度的计算 (7) 2.1.3 最小回流比和适宜回流比的选定 (8) 2.1.4 精馏段和提馏段操作线方程 (8) 2.1.5 逐板法确定塔板数 (9) 2.1.6全塔效率 (10) 2.1.7 实际塔板数和实际加料位置 (11) 2.2 塔的工艺条件及物性数据计算 (11) 2.2.1 操作压强P (11) 2.2.2 操作温度T (12) 2.2.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量 (12) 2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度 (13) 2.2.5 液体比热容 (14) 2.2.6 液体表面张力 (14) 2.2.7液体热导率................................................................. .. (15)
板式精馏塔实验报告
板式精馏塔实验报告 学院：广州大学生命科学学院 班级：生物工程121班 分组：第一组 姓名： 其他组员： 学号：
指导老师：尚小琴吴俊荣 实验时间2014.11.15 摘要：此次实验是对筛板精馏塔的性能进行全面的测试，实验主要对乙醇正丙醇精馏过 程中的研究不同条件下改变参量时的实验结果，根据实验数据计算得出塔釜浓度、回流比、进料位置等与全塔效率的关系，确定该筛板精塔的最优实验操作条件。 关键词：精馏；回流比；全塔效率；塔釜浓度 Abstract:The sieve plate distillation column performance comprehensive testing, mainly on ethanol isopropyl alcohol distillation process in the different experimental conditions were discussed, the reactor concentration, reflux ratio, feed location and the entire towerThe relationship between the efficiency of sieve plate tower, determine the optimal experimental conditions of fine. Key words: Distillation;reflux ratio;the tower efficiency 引言：精馏是利用混合液中两种液体的沸点差异来分离两种液体的过程。精馏装置有精馏塔、原料预热器、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。精馏过程的节能措施一直是人们普遍关注的问题。精馏操作是化工生产中应用非常广泛的一种单元操作，也是化工原理课程的重要章节[2]。分析运行中的精馏塔，当某一操作条件改变时的分离效果变化，属于精馏的操作型问题[4]。本研究从塔釜浓度、回流比、进料位置、全回流和部分回流等操作因素对数字型筛板精馏塔进行全面考察[1]，得出一系列可靠直观的结果，加深对精馏操作中一些工程概念的理解，对工业生产有一定的指导意义通过本实验我们得出了大量的实验数据，由计算机绘图找出最优一组实验参数,在这组参数下进行提纯将会节约大量能源，同时为今后开出的设计型、综合型、研究型的实验项目，为学生的创新性科研项目具有重要的教改意义[3]。 1.实验部分