年产2.5万吨酒精精馏塔设计详细版本

一、概述

乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。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，所以，想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，塔内装有若干层塔板和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，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

1.设计依据

课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进料状况，加热方式及其热能的利用。

（1）操作压力

精馏可在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技

术上的可行性和经济上的合理性来考虑。

一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压先操作。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却费用。在相同的塔径下，适当提高操作压力还可提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。

故我们采用塔顶压力为常压进行操作。

（2）进料状况

进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度就不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。但泡点进料需预热，热耗很大。

在此次设计中，我们选用30°C冷夜进料。

（3）加热方式

精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样操作费用和设备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。

综合考虑，我们采用间接蒸汽加热的方式

（4）热能的利用

蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5%左右被有效利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间冷凝器的流程。

2.技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 3. 设计内容及任务（一）设计内容

乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计（二）设计任务

处理能力：2.5万吨/年，每年按300天计算，每天24小时连续运转。原料乙醇-水溶液：40%组成（乙醇的质量分数）产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：≥90% 塔顶易挥发组分回收率：99% 塔底的产品组成（质量分数）：≤1%

1) 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为145.9kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选择浮阀塔。

2) 操作条件

（1）操作压力：塔顶压强为常压101325Pa （2）单板压降：﹥0.7KPa

（3）进料状况：30°C 冷夜进料（4）回流比：自选

（5）加热方式：间接蒸汽加热（6）冷却水进口温度：30°C

二、塔的工艺计算

1. 工艺过程 1.1. 物料衡算

40%F W = 90%D W = 46/M g m o l =乙醇 18/M g m o l =水 145.9/F k m o l h = F /40%/460.2069

/(1)/40%/46(1

40%)/18

F F F W M X W M W M =

=+-+-乙醇

乙醇水

/90%/460.7790/1)/90%/46(190%)/18

D D D D W M X W M W M =

=+-+-乙醇

乙醇水

（

由D F

D X FX η=

得 99%145.90.2069

38.36/0.7790

FX D kmol h X η??=

145.938.36107.54/W F D km ol h =-=-=

由F D W FX D X W X =+ 得 145.90.206938.360.7790

0.00280.28%1%107.54

F D

W FX DX X W

-?-?=

==≤

由图查出组成0.2069F X =的乙醇-水溶液泡点为83.25°C ，在平均温度为（83.25+30）/2=56.63下，由《化工原理》（第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：

乙醇的摩尔热容： 3.0246138.92/()mA C kJ km ol K =?=?

乙醇的摩尔汽化潜热：914.24642053.2/()A r kJ koml K =?=? 水的摩尔热容：

56.635618[4.178(4.183 4.178)]

6050

75.26/()

m B C kJ kom l K -=?+-?-=?

水的摩尔汽化潜热：2392.861843071.48/B r kJ km ol =?=

比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容： 138.920.206975.26(10.2069)88.43/()mp mA A mB B C C X C X kJ kmol K =+=?+?-=? 加料液的平均汽化热：42053.20.206943071.48(10.2069)42860.8/A A B B r r X r X kJ kmol

=+=?+?-=

88.431()1(83.2530) 1.142860.8

mp C q T t r

-=+?-=

1.2. 最小回流比及操作回流比的确定

（1）q 线方程：

1.10.2069

11 2.06911 1.11 1.11F q q q q x q y x x x q q =-=-=-----做出下图，

得q 线与平衡线的交点（0.238，0.547），即0.238e x =，0.547e y = 由

min min 0.77900.5470.42910.77900.238

D e D e

x y R R x x --==

=+--，得m in 0.751R =

（2）过点（0.7790，0.7790）做平衡线的切线，交Y 轴于点（0，0.41）由

m in m in 0.411

R R =+，得m in 0.9R =

取较大的回流比，故m in 0.9R =

根据m in m in (1.2~2)R R =，取R=1.8

1.3. 精馏段和提馏段操作线的确定

精馏段液相流量： 1.838.3669.05/L R D km ol h ==?=

精馏段汽相流量：(1)(1.81)38.36107.41/V R D kmol h =+=+?= 精馏段操作线方程：

169.0538.360.7790

107.41

0.6430.278

n n D n n L D y x x x V V x +=

?=+

提馏段液相流量：'69.05 1.1145.9229.54/L L qF km ol h =+=+?= 提馏段汽相流量：''229.54107.54122/V L W kmol h =-=-=

提馏段操作线方程： '1'

229.5438.360.779145.90.2069

122

1.880.00249

D F

n n n n D x Fx L y x V

x x +-=

+?-?=

1.4. 理论及实际塔板数的确定 A 用图解法求解理论板数

在y-x 图上分别画出提馏段方程和精馏段方程，利用图解法可以求出理论塔板数为10块（含塔釜）。

其中第8理论板为进料板。见下图 B 用奥康奈尔法对全塔效率进行估算：

（1）由相平衡方程式1(1)x y x

αα=

+-，可得(1)(1)

y x x y α-=

根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得： 10.7790D y x == 10.7427()

x =塔顶第一块板 y 0.5303F = 0.2069(F x =加料板 0.0028W x = 0.0251(W y =塔釜

因此可以求得：

11111(1)0.7790(0.74271) 1.2212(1)

0.7427(0.77901)

y x x y α-?-=

=-?-

(1)0.5303(0.20691) 4.3278(1)0.2069(0.53031)F F F F F y x x y α-?-===-?- (1)0.0251(0.00281)9.1693(1)

0.0028(0.02511)

W W W W W y x x y α-?-=

=-?-

平均相对挥发度的求取：

3.6458α===

(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：塔顶：0.7790D x = ，78.31D t C =? 塔釜：0.0028W x = , 99.23W t C =? 塔顶和塔釜的算术平均温度：78.3199.23

88.772

W D

t t t C ++=

由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表12查得：在88.77°C 下，0.410m Pa s μ=?乙醇， 0.315m Pa s μ=?水根据公式lg lg Lm i

i x

μμ=

∑ 得[0.2069lg 0.410(10.2069)lg 0.315]

0.3327Lm m Pa s μ?+-?==?

（4）由奥康奈尔关联式：

0.2450.245

0.49()0.49(3.64580.3327)46.74%T L E αμ--==??= C 求解实际塔板数110119.346.74%

T T

N N E --=

= 取N=20

1.5. 塔的结构设计

1.5.1. 精馏塔塔径的计算

A. 查得有关乙醇与水的安托因方程：

乙醇：1652.05

lg(/)7.33827(/)(/)231.48s B P kPa A T K C T K =-=-

+- 得: 1652.05[7.33827]

(/)231.48

T K A

P -

水：1657.46lg(/)7.07406(/)(/)227.03

s B P kPa A T K C

T K =-=-

得：1657.46[7.07406]

0(/)227.03

T K B

P -

将00,A B P P 代入00

A A

B B P x P x P += 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：

1) 塔顶：1101.3P kPa =，10.7427A x x == 试差得182.27t C =? 2) 进料板位置：8F N =

精馏段实际板层数：7/46.12%14.9515N ==≈精每层塔板压降：0.7P kP a ?=

进料板压力：101.30.715111.8F P kPa =+?=

进料板：111.8F P kPa =，0.2069A F x x ==试差得96.39F t C =?

3) 提馏段实际板层数：N =

≈提（3-1）/46.81%=4.275 塔釜压力：111.80.75115.3W P kPa =+?=

塔釜：0.0028A w x x ==，115.3W P kPa = 试差得103.57W t C =? 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：

精馏段：182.2796.39

89.3322

m t t t C ++=

1101.3111.8106.5522

F m P P P kP a ++===

提馏段：'

96.39103.57

99.9822

F W

m t t t C ++=

111.8115.3113.5522

W F m P P P kP a ++===

B. 平均摩尔质量的计算：

塔顶：0.779046(10.7790)1839.81/VDm M kg kmol =?+-?=

0.7427

0.7427)

1838.80L D m M k g k m o l

=?+-?= 进料板：0.530346(10.5303)1832.85/VFm M kg kmol =?+-?= 0.206946

0.2069)

1823.79L F m M k g k m o l =?+-?= 塔釜：0.025146(10.0251)1818.70/Vwm M kg kmol =?+-?=

0.0028

0.0028)1818.08L w m M k g k m o l

=?+-?= 精馏段平均摩尔质量：39.8132.85

36.33/22V D m V F m

vm M M M kg km ol ++===

38.8023.79

31.30/2

LD m

LF m

kg km ol ++=

== 提馏段平均摩尔质量：'

32.8518.7025.78/22V F m V w m V m M M M kg km ol ++===

23.79

18.08

20.94/2

LF m Lw m

Lm M

M M kg km ol ++==

C. 平均密度的计算：

1) 汽相平均密度计算：V m P M R T ρ=

精馏段汽相平均密度：3

106.5536.33 1.28/8.314(273.1589.33)

m Vm

Vm P M kg m RT

ρ??==

=?+

提馏段汽相平均密度：''

113.5525.780.943/8.314(273.1599.98)

m Vm P M kg m RT

ρ??==

=?+

2) 液相平均密度计算：

w ρρ=

∑

塔顶：3743.16/A kg m ρ=，3972.74/B kg m ρ= 0.779046

0.90

(1)0.779046

0.22118

A A

A A A A B

x M w x M x M ?=

=+-?+? 得：3

11761.12/0.900.1743.16

972.74

LDm A

kg m w w ρρρ=

进料板：3725.26/A kg m ρ=，3

961.08/B kg m ρ=,

0.2069460.40(1)0.2069460.793118

A A

A A A A B

x M w x M x M ?=

=+-?+?

得：3

11850.46/0.400.60725.26

961.08

LFm A

kg m w w ρρρ=

塔釜：3710/A kg m ρ=，3

961.36/B kg m ρ=，

0.0028460.0071(1)0.0028460.997218

A A

A A A A B

x M w x M x M ?=

=+-?+?

得：3

958.95/0.00710.9929710

961.36

Lwm A

kg m w w ρρρ=

=++

精馏段液相平均密度：3

761.12850.46

805.79/2

Lm kg m ρ+== 提馏段液相平均密度：'

850.46958.95

904.71/2

Lm kg m ρ+==

D. 液体平均表面张力计算

液体平均表面张力按下式计算：Lm i

x σσ

∑

塔顶：182.27t C =?，由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录二十 17.5/A m N m σ=，62.2/B m N m σ=

得：11(1)0.742717.5(10.7427)62.229.0/LDm A B x x mN m σσσ=+-=?+-?= 进料板：96.39F t C =?，查手册：16/A m N m σ=，59.5/B m N m σ= 得：(1)0.206916(10.2069)59.550.5/LFm F A F B x x mN m σσσ=+-=?+-?= 塔釜：103.57W t C =?，查附录：15.2/A m N m σ=，58.48/B m N m σ= 得：0.002815.2(10.0028)58.4858.35/Lw m m N m σ=?+-?= 精馏段液体表面平均张力：29.050.5

39.75/2

2L D m L F m

L m m N m σσσ++=== 提馏段液体表面平均张力：'

50.558.35

54.43/2

L m

LD m LF m

m N m σσσ

++=

E. 液体平均黏度计算：

液体平均黏度按下式计算：lg lg Lm i

i x

μμ=

∑

塔顶：182.27t C =?，查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二

0.41A mPa s μ=?，0.35B mPa s μ=? 得：lg [0.7427lg 0.41(10.7427)lg 0.35]

1010

0.394i i

x LDm mPa s μμ+-∑

===?

进料板：96.39F t C =?，查附录：0.33A mPa s μ=?，0.29B m Pa s μ=?

得：[0.2069lg 0.33(10.2069)lg 0.29]

0.298LFm m Pa s μ+-==? 塔釜：103.57w t C =?，查附录：0.30A m Pa s μ=?，0.274B mPa s μ=?

得：[0.0028lg 0.30.9972lg 0.274]

0.274Lw m m Pa s μ?+?==? 精馏段液体平均黏度：0.3940.298

0.3462

Lm m P a s μ+=

提馏段液体平均黏度：'

0.2980.274

0.2862

Lm m P a s μ+=

F. 气液相体积流率计算：精馏段汽相体积流率：3

107.4136.330.847/36003600 1.28

Vm s Vm

VM V m s ρ?==

液相体积流率：3

69.0531.30.00075/36003600805.79

Lm s Lm

LM L m s ρ?=

提馏段汽相体积流率：'

'12225.780.926/360036000.943

Vm s Vm

V M V m s ρ?==

液相体积流率：'

''3'229.5420.940.00148/36003600904.71

Lm s

L M

L m s ρ

G. 塔径的确定

塔径的确定，需求max μ=C 由下式计算：0.2

20(

)

C C σ=

20C 由Smith 图查取。

取板间距0.35T H m =，板上液层高度0.05l h m =，则0.350.050.30T l H h m -=-= （1）精馏段塔径的确定：图的横坐标为1

1/2

20.00075805.79(

)

(

)0.0220.847

1.28

s L s

L V ρρ=

查smith 图，

smith 图

得200.072C =

C =

0.0826

m ax 2.071/u m s ==

取安全系数为0.7，则空塔气速为：0.7 2.071 1.450/u m s =?=

则精馏塔塔径0.862D m =

（2）提馏段塔径的确定：

图的横坐标为：

1/2

''(

)

0.0459s L s

L V ρρ

查smith 图，得'

200.069C =

0.2

54.430.069(

)

0.084320

C =?=

max 2.610/u m s ==

取安全系数为0.7，则空塔气速为'

0.7 2.610 1.827/u m s =?=

则精馏塔塔径'

0.804D m =

（3）按标准塔径圆整后，0.9D m =

塔截面积：222

0.90.63624

T A D m ππ==?=

精馏段实际空塔气速为：0.847 1.331/0.6362s T V u m s A ==

提馏段实际空塔气速为：'

0.926 1.456/0.6362

V u m s A =

1.5.

2. 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度的计算：10.35 4.9Z N m =

-?=精精（）

提馏段有效高度的计算：10.35 1.4Z N m =

-?=提提（）每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m ，人孔数：N p =（20/5）-1=3

塔顶间距：H 1=(1.5~2.0)H T ,取H 1=1.7×0.35=0.595m ≈0.6m 塔底空间高度：H 2=2m ，进料板处板间距：H F =0.4m 塔高： H=（N-n p -n F -1）H T +n p H p + H 1+ H 2+ H D+ H B+ n F H F

=（20-3-1-1）×350+3×600+600+2000+1000+2000+1×400 =13.05m

2. 塔板主要工艺尺寸的计算 2.1. 溢流装置计算

因塔径D=0.9m ，可选用单溢流弓形降液管 A.堰长l w

单溢流：l w =（0.6~0.8）D ，取l w =0.6×0.9=0.54m B.溢流堰高度h w 因为h l =h w +h ow

选用平直堰，堰上液层高度h ow 可用Francis 计算，

即3/2)(100084

.2h

h ow l l E h =

精馏段：l L =0.000543×3600=1.9548 m 3/h

液体收缩系数计算图

2.5

2.712.60.54

h w

L l =

=，

0.540.60.9

w l D

查上图得，E=1.02, 则h ow =（2.84/1000）×1.02×（2.7/0.54）2/3=0.00849m 取板上清夜层高度h 2=0.05m, 故h w =0.05-0.00849=0.04151m

提馏段：l ′h =0.00148×3600=5.328m 3

查得 E=1.045，则h ′OW =(2.84/1000)×1.045×（5，328/0.54）

2/3

=0.0137m 取板上清夜层高度h L =0.05m, 故h ′

W =0.05-0.0137=0.0363m

2.2. 降液管

2.2.1 降液管高度和截面积

因为0.6w l =，查下图（弓形降液管参数图）得：

0.055f T

A A =,

0.115d W D

所以2

0.0550.63620.0350f A m =?=，0.1150.90.1035d w m =?= 弓形降液管参数图

依下式验算液体在降液管中的停留时间：36003~5f t

A H L θ=≥

精馏段：36000.03500.35

16.3352.7

s s θ??==≥ 提馏段：36000.03500.35

8.2855.328

s s θ??=

=≥

故降液管设计合理。 2.2.2 降液管底隙高度

降液管底隙高度依下式计算：'=

03600u

l L h w h

取'

00.07/m s μ=，

则精馏段： 2.7

0.02036000.540.07

o h m ==?? ，即020h m m ≥ 提馏段：0 5.3280.039236000.540.07

h m '

=?? ，即020h m m ≥

故降液管底隙高度设计合理。

2.3. 塔板布置 2.3.1. 塔板的分块

因为D=900mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

溢流堰前的安定区宽度：W S =0.07m 边缘区宽度：W C =0.035m

2.3.3. 开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算：)sin

180

(21

x r

x r x A a -+-=π

其中0.9()(0.10350.07)0.276522

d s D

x W W m =

-+=-+=

0.90.0350.4152

c D r W m =

故2

0.4150.27652(0.2765sin

)0.422180

0.415

a A m π-?=?=

2.3.4. 浮阀塔计算及其排列

采用F1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm A. 浮法数目

浮法数目按下式计算：0

04u d V N S

π= 气体通过阀孔的速度：V

u ρ=

取动能因数F=1.1 则

精段：09.72/u m s ==，2

40.84772.95730.0399.72N π?==≈??个

提馏段：011.33/u m s '

==， 2

40.92668.42690.03911.33N π'?==≈??个 B. 排列

由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t=75mm ，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔26个.弓形板可排阀孔24个，所以总阀孔数目为N=26+24×2=74个. C. 校核馏

1) 精馏段：气体通过阀孔的实际速度：022

440.847

9.58/0.03974

V u m s d N

ππ?==

=??

阀孔排列图

实际动能因素：09.5810.84F u ==?=

2) 提馏段：

气体通过阀孔的实际速度：0

0440.926

10.48/0.03974

V u m s d N

ππ'

'?=

=??

实际动能因素：010.4810.18F u '

==?=

3) 开孔率： 2

0740.039

100%13.89%

440.6362

N d A ππφ??=

?==

开孔率在10%~14%之间，且实际动能因数F 0在9~12间，满足要求。

3. 流体力学验算

3.1. 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）单板压降：h p =h c +h l +h σ 阀片全开前：0.175

0.175

9.58

19.9

19.90.037805.79

c L u h m ρ==?

0.175

10.4819.919.90.0

33904.71

h m ρ

'''==

阀片全开后: 22

09.58 1.285.34

5.340.040229.81805.79

V c L

u h m g ρρ?==?

=??

2010.480.9435.345.340.031

229.81904.71

V c

u h m g ρ

ρ''

'?==

?=?? 取板上液层充气因数ε0=0.5，那么

h L =ε0(h w+ h ow )=ε0 h L =0.5×0.05=0.025m 气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：g

h h L ρσσ2=

但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。 (1) 精馏段：h p =h c +h l +h σ=0.037+0.025=0.062m (2) 提馏段：h ′P =0.033+0.025=0.058m

3.2. 漏液验算 (1) 精馏段：

气体通过阀孔时的速度：022

440.847

9.58/0.03974

V u m s d N

ππ?=

=??

09.5810.84F u ==?=>6 (2) 提馏段

气体通过阀孔时的速度：0

0440.926

10.48/0.03974

V u m s d N

ππ'

'?=

=??

0010.4810.18F u ''

==?=>6

3.3. 液泛验算

降液管内泡沫液层高度可按下式计算：

H d =h p +h w +h ow +Δ+h d =h p +h L +h d ≤φ（H T +h w ）浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计 (1) 精馏段 h p =0.062m , h L =0.05m 塔板上不设进口堰时：3

0.000750.153(

)0.153(

)0.000050.540.020

S d w L h m l h ==?=?

H d =0.062+0.05+0.00005=0.11205m 取φ=0.5 ，φ（H T +h w ）=0.5×（0.35+0.04151）=0.196m H d <φ（H T +h w ）

(2) 提馏段 h ′p =0.058m , h ′

L =0.05m 塔板上不设进口堰时：3

0.001480.153(

)0.153(

)0.000050.540.0392

S d

w L h m l h '

==?=?

H ′d =0.058+0.05+0.00005=0.10805m

取φ=0.5 ，φ（H T +h ′

W ）=0.5×（0.35+0.0363）=0.19315m

H ′d <φ（H T + h ′

W ）

3.4. 雾沫夹带验算

泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值：

L S V

L V S

A KC

Z L V F 36.1+-=

ρρρ , T

L V S

A KC

V F 78.0ρρρ-=

Z L =D-2W d ， A b =A T -2A f (1) 精馏段：

0.62110.098(0.636220.0350)

F =

??-?

0.69470.70.780.636210.098

F =

(2) 提馏段：

0.60110.092(0.636220.035)

F =

=??-?

0.6550.70.780.636210.092

F =

3.5. 液体在降液管内的停留时间 (1) 精馏段： 0.0350

0.35

16.330.00075

f T S A H s L θ?==

(2) 提馏段： 0.0350

0.35

8.2830.00148

f T S

A H s L θ'

?'==

4. 操作性能负荷图 4.1. 气相负荷下限线 (1) 精馏段：

223

00.039740.391/44S V d N m s ππ==???=

(2) 提馏段：

00.039740.459/4

S V d N

m s ππ'

???

4.2. 过量雾沫夹带线取F=0.7

(1) 精馏段：

0.710.098(0.636220.0350)

??-?

得： V S =-23.62L S +0.973 (2) 提馏段：

035)

0.710.098

(0.6362

0.0350)

??-?

得：''s s V =-29.18L +1.201

4.3. 液相负荷下限线 (1) 精馏段： 2/3

360036002.842.84

0.00849

()

1.045()

100010000.54

S W

L E l ==?? 得：3

s L 0.000726/m S =

(2) 提馏段： 2/3

360036002.842.84

0.0137

()1.045()

100010000.54

L E l '==

?? 得：s '

L 0.00149/m S =

4.4. 液泛负荷上限线

0.0350

0.35

0.00245/

f T S A H L m s ?==

4.5. 泛液线

泛液线方程：2

2/3

s S s aV b cL dL =-- (1) 精馏段：

1.281.9110

1.91100.05541805.7974

V L a N

ρρ=?=??

b=φH T +（φ-1-ε0）h w =0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.04151=0.13349

0.1530.1531311.730.540.020

W c l h =

02/32/3

11(1)(0.667)

(10.5) 1.0450.667 1.5770.54

d E l ε=+=+???=

0.05541V 2 S =0.13349-1311.73L 2 S -1.577L 2/3

S (2)提馏段：

0.9431.9110

1.91100.03636904.7174

V L a N

ρρ'

'=?=??

b ′=φH T +（φ-1-ε0）h ′W =0.5×0.35+（0.5-1-0.5）×0.0363=0.1387

0.1530.153341.45

0.540.0392

W c l h ''=

=?02/32/3

11(1)(0.667)

(10.5) 1.0450.667 1.5770.54

W d E l

ε'=+=+???=

0.03636V 2 S =0.1387-341.45L 2 S -1.577L 2/3

4.6. 操作性能负荷图 (1) 精馏段：

精馏段性能负荷图

由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得： (V S )max =0.973m 3/s , (V S )min =0.391m 3/s 所以，塔的操作弹性为,m ax ,m in

0.973 2.48820.391

s s V V ==>

(2) 提馏段：

提馏段性能负荷图

由图可知，该塔的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可读得： (V S )max =1.201m 3/s , (V S )min =0.459m 3/s 所以，塔的操作弹性为

,m ax ,m in

1.201

2.61720.459

s s V V ==>

5. 各接管尺寸的确定 5.1. 进料管

查得30℃时，ρA =787 Kg/m 3 ，ρB =995.7 Kg/m 3 ，

故 3

1900.2/0.4/787(10.4)/995.7f k g m ρ==+-

进料体积流量;3

145.923.80.00107/900.23600

sf f

V m s ρ?=

取适宜的输送速度u f =2.0m/s,

故0.0261d m =

==计

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ38×5mm

实际管内流速：2

40.00107

1.318/0.028

f u m s π?==?

5.2. 釜残液出料管

釜残液的体积流量：3

107.5418.080.000563/958.953600

SW W

W M V m s ρ?=

取适宜的输送速度：u f =1.5m/s, 则

0.0218d m =

=计

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ32×3mm 实际管内流速：2

40.000563

1.060/0.026

w u m s π?==?

5.3. 回流液管回流液体积流量：3

69.0531.300.000745/805.793600

SL L

LM V m s ρ?=

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L =0.5m/s

那么0.0435d m =

=计

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ50×3mm 实际管内流速：2

40.000745

0.49/0.044

L u m s π?=

5.4. 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量：

107.4139.813340.60.928/1.28

V SV V VM V m m s ρ?====

取适宜速度u V =20m/s ，那么

0.243d m =

=计

经圆整选取拉制黄铜管，规格：φ260×5mm 实际管内流速：2

40.928

18.91/0.25

SV u m s π?=

三、辅助设备的计算及选型 1. 冷凝器热负荷

按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用30℃的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=W r1r 1=VM VD r 1

查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度82.27℃下，乙醇汽化潜热：r A =850KJ/kg 水的汽化潜热：r B =2375KJ/kg

r 1=∑r i x i =850×0.7790×46+（1-0.7790）×2375×18=39906.65KJ/Kmol 故Q=107.54×39906.65/3600=1372.15KJ/s 又由于Q=KA Δt m

则0

212

1(82.2730)(82.2750)41.4782.2730

ln ln 82.2750m t t t C t t ?-?---?===?--?

因为 K=750J/s ·(m 2

·K) 所以 2

1192.138.3375010

41.47

Q A m K t -=

=???

2. 再沸器热负荷

采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 Q=W h2r 2 查得塔釜温度103.57℃下

乙醇汽化潜热r A =800KJ/kg 水的汽化潜热：r B =2250KJ/kg

r 2=∑r i x i =800×0.0028×46+（1-0.0028）×2250×18=40489.64KJ/Kmol 故Q=（L ′-W ）M fl r=(229.54-107.54)×40489.64=1372.15KJ/s 又由于Q=KA Δt m

212

1(103.5770)(110103.57)16.42103.5770

ln ln 110103.57m t t t C t t ?-?---?===?--?

因为K=900J/s ·(m 2·K) 所以 2

1372.5492.99001016.42

Q A m K t ==

=???

四、设计结果一览表

丙酮水连续精馏塔设计说明书吴熠

课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院专业化学工程与工艺学生姓名吴熠学生学号指导教师江燕斌课程编号课程学分起始日期

目录 \ "" \ \ \

第部分设计任务书设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计设计条件在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下：任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。

第部分设计方案及工艺流程图设计方案本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。工艺流程图

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

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

设备选型-精馏塔设计说明书

第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下：《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔

填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液

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）

精馏塔的设计计算方法

各位尊敬的评委老师、领导、各位同学：上午好！这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。首先，我们看一下逐板计算法的原理。该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。按以上方法交替进行计算。因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取

精馏塔设计

精馏塔设计目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)

§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数）塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压）安装地点：大连 §2 概述蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应

化工原理课程设计说明书-板式精馏塔设计

前言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，而且其中大部分都是均相物质。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。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（2 0%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。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。在设计过程中应考虑到设计的业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。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。【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

甲醇精馏塔设计说明书

设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa（绝对压力）进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压）全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。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2 倍。塔釜采用间接蒸气加热，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甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） 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（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675）故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h

精馏塔工艺设计

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。（二）操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2R min 4.单板压降不大于（三）设计内容设备形式：筛板塔设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行厂址：青藏高原大气压约为的远离城市的郊区设计要求 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确定（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）塔板的负荷性能图绘制（4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表 5、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 p（mmHg） i 2.组分的液相密度ρ（kg/m3） 3.组分的表面张力σ（mN/m） 4.液体粘度μ（mPas）常数

二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）（一）设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。（二）全塔的物料衡算 1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/kmol 和kmol =+= 6 .112/39.011.78/61.011 .78/61.0F x 2.平均摩尔质量 3.料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有： h kmol 62.5824 330989 .010*******=???= D ，

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）

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

精馏塔的设计(毕业设计)讲义

精馏塔尺寸设计计算初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。 4.2.1 操作理论板数和操作回流比初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。（1）最少理论板数N m 系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数； x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； N m——系统最少平衡级（理论板）数。塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：由式（4－9）得最少理论板数：初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。（2）最小回流比最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。

式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数； c——组分个数； αi——i组分的相对挥发度； θ——Underwood参数； ——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得（3）操作回流比R和操作理论板数N0 操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。取R/R m=1.2，得R=26.34，则有：查Gilliland图得解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数（1）进料板位置的确定对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。

精馏塔计算方法

目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

精馏塔的工艺计算

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 进料与各组分条件由《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、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式(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

精馏塔的设计详解-共21页

目录一.前言 (3) 二.塔设备任务书 (4) 三.塔设备已知条件 (5) 四.塔设备设计计算 (6) 1、选择塔体和裙座的材料 (6) 2、塔体和封头壁厚的计算 (6) 3、设备质量载荷计算 (7) 4、风载荷与风弯距计算 (9) 5、地震载荷与地震弯距计算 (12) 6、偏心载荷与偏心弯距计算 (13) 7、最大弯距计算 (14) 8、塔体危险截面强度和稳定性校核 (14) 9、裙座强度和稳定性校核 (16) 10、塔设备压力试验时的应力校核 (18) 11、基础环设计 (18) 12、地脚螺栓设计 (19) 五.塔设备结构设计 (20) 六.参考文献 (21) 七.结束语 (21)

前言苯(C6H6)在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构叫苯基，用Ph表示。因此苯也可表示为PhH。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。甲苯是有机化合物，属芳香烃，分子式为C6H5CH3。在常温下呈液体状，无色、易燃。它的沸点为110．8℃，凝固点为－95℃，密度为0．866克／厘米3。甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。甲苯容易发生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。甲苯与苯的性质很相似，是工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体造成危害，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。苯和甲苯都是重要的基本有机化工原料。工业上常用精馏方法将他们分离。精馏是分离液体混合物最早实现工业化的典型单元操作，广泛应用于化工，石油，医药，冶金及环境保护等领域。它是通过加热造成汽液两相体系，利用混合物中各组分挥发度的差别实现组分的分离与提纯的目的。实现精馏操作的主要设备是精馏塔。精馏塔主要有板式塔和填料塔。板式塔的核心部件为塔板，其功能是使气液两相保持密切而又充分的接触。塔板的结构主要由气体通道、溢流堰和降液管。本设计主要是对板式塔的设计。

化工原理课程设计说明书板式精馏塔设计1

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。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 - 33 -

性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业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。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。【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 - 33 -

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据（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h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。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= 0681 .1005.06225.21322=?==W X W ，ω编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计 100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434 .001.02434.1333=?==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω 表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定一、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，温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D

(完整版)精馏塔开题报告

DN700甲醇精馏塔设计一、甲醇精馏塔设计的背景与意义精馏塔是化工工业中广泛使用，是分离工艺中的重要设备。而精馏是甲醇生产的重要后处理工序，在甲醇生产中占据重要的位置。甲醇精馏塔是精馏的核心设备，它与产品质量回收率消耗定额三废排放及处理等方面密切相关甲醇精馏塔既可采用板式塔，也可采用填料塔。近年来，我国精馏塔内件技术有了长足发展，如高效导向筛板、新型垂直筛板、新型导向浮阀塔板及新型规整填料等技术开始被广泛采用[1]。甲醇精馏装置是甲醇生产的重要处理工序，其能耗占甲醇生产总能耗20%左右。甲醇精馏技术的好坏直接关系到精甲醇的质量；先进、节能、高效的精馏装置，对降低成本、节能降耗、提高产品竞争力和企业经济效益起到重要的作用。加强对甲醇精馏塔的研究与改进，不断满足化学工业的要求，达到低成本、低耗能、节能环保、绿色高效等要求，有利于我国化学工业科学快速的发展，不断赶上国际以及发达国家的脚步，提升自己的竞争实力。二、国内外对本课题的研究现状现阶段，国内外的研究聚焦于新型高效性能塔板的开发及工业应用；塔板设计、开发更趋于科学化的方向。在填料塔研究方面，不断研究新型、高效的填料来提高填料塔的效能。随着时代的发展，国内外对精馏塔的研究更趋向于经济、安全、高效、清洁方向发展，推动精馏设备的前进与发展。 2.1精馏塔的发展从精馏设备的历史发展来看，精馏技术与石油、化学加工工业的发展是相辅相成、相互刺激、共同进步的发展关系。精馏技术的任何进步，都会极大刺激化学加工工业的技术发展，同样在石油、化学加工工业发展的每一个历史阶段都会对精馏设备技术提出更高的要求。 ①.阶段一：20～50年代 ●1920年，有溢流的泡罩塔板开始应用于炼油工业，开创了一个新的炼油时代 ●泡罩塔板对设计水平要求不高、对各类操作的适应能力强、对操作控制要求低等特性在当时被认为是无可替代的板型 ●Rachig环填料塔主要应用于较小直径的无机分离塔设备中，同时也开发了Pall环，标志着现代乱堆填料的诞生 ②.阶段二：50～70年代 ●消除放大效应的研究：AIChE研究 ●浮阀塔板的开发