板式精馏塔项目设计方案
苯_甲苯连续板式精馏塔的设计方案
苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案1.1精馏塔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，塔底最高本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
1.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
1.3冷凝器以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
1.4精馏设计方案的制定及说明1.5基础数据的搜集表1 苯和甲苯的物理性质L表8常压下苯——甲苯的气液平衡数据2.工艺计算2.1生产要求:原料液组成：苯34.5%（wt%）。
产品中：苯含量98.5% 残夜中：苯含量1%2.2塔的物料衡算：料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数:011.013.92/9911.111.781987.013.925.111.785.9811.785.98383.013.925.6511.785.3411.785.34=+==+==+=w D f x x x平均摩尔质量:Mf=0.383⨯78.11+(1-0.383)⨯92.13=86.767kg/mol Md=0.987⨯78.11+(1-0.987)⨯92.13=78.29kg/mol Mw=0.011⨯78.11+(1-0.011) ⨯92.13=91.98kg/mol 物料衡算:总物料衡算 : D+W=F易挥发组分物料衡算 : D ×Xd+W ×Xw=F ×XfF=33.3*1038.03386.767=kmol/h D=14.497kmol/h W=23.536kmol/h设计成泡点进料后: min 0.6080.9871.680.3830.608F D F F y x R x y --===-- (查得Xf=0.383时Yf=0.608)2.3理论板层数NT 的求取min R =1.68由逐板计算法借助EXCEL 算出各个回流比下理论塔板数：y=0.686x+0.310 1.5100.00561 y'=1.510x-0.00561 y=0.702x+0.294 1.484 0.00533 y'=1.484x-0.00533 y=0.716x+0.280 1.461 0.00507 y'=1.461x-0.00507 y=0.729x+0.267 1.440 0.00484 y'=1.440x-0.00484 y=0.759x+0.238 1.392 0.00431 y'=1.392x-0.00431 y=0.751x+0.245 1.403 0.00444 y'=1.403x-0.00444 y=0.761x+0.235 1.387 0.00426 y'=1.387x-0.00426 y=0.771x+0.2261.372 0.00410 y'=1.372x-0.00410相平衡方程为: 2.47 1.47nn ny x y =-R NTR NT*(R+1) 1.2Rmin 21 2.016 63.3360 1.3Rmin 21 2.184 66.8640 1.4Rmin 19 2.352 63.6880 1.5Rmin 18 2.520 63.3600 1.6Rmin 17 2.688 62.6960 1.7Rmin 16 3.142 66.2656 1.8Rmin 16 3.024 64.3840 1.9Rmin 16 3.192 67.0720 2.0Rmin 16 3.360 69.7600图1 最优回流比的选择由图可得最优回流比R=1.6Rmin=2.688 由图得NT ＝17（包括再沸器）。
板式精馏塔设计
板式精馏塔设计一．生产工艺流程设计化工装置设计中，生产工艺流程设计的目的是，确定生产方式之后，以流程图的形式表示出由原料到产品的整个生产过程中物料被加工的顺序，及各段物料的流向。
并表示出生产中采用的化工操作单元及设备。
1．化工工艺流程草图便于进行物料衡算和热量衡算。
定性地标出物料由原料转化为产品的变化、流向及所采用的化工过程及设备。
2．带控制点的流程图此图表示出全部工艺设备、物料管线、阀件、设备的辅助管线以及工艺和自控仪表、图例、符号等。
二．精馏塔的工艺设计1．流程的选择精馏装置是由精馏塔、再沸器、冷凝器等设备组成。
精馏塔消耗的热量很多，绝大部分用于反复蒸发回流液，其余被塔顶冷凝器中的冷却水及残液冷却剂带走。
塔的热效率低节能是确定流程时应考虑的一个重要问题。
从经济方面考虑，尽量利用整个系统的热能，降低费用；另一方面要考虑操作的稳定性，保证质量。
例如：塔顶蒸汽冷凝放出大量热，但能位低，不能作塔釜热源；釜残液温度虽高，若直接预热料液，传热系数小（液—液换热）且采用温控措施。
总之在确定流程时需要考虑经济和操作控制等因素。
2．塔压的选择确定操作压力时，应根据精馏物料的工艺特性，兼技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
一般除热敏性物料外，凡常压精馏能达到要求的都应采用常压，对热敏性或混合液沸点过高宜采用减压，对常压下气态物料应采用加压精馏。
3．进料状态料液的热状态与所需的塔板数目、加料板的位置及塔径的大小有密切的关系。
五种进料状况中以泡点进料最常见。
这种进料的优点是塔的操作易控制，不受季节气温变化的影响，而且精馏段、提馏段可采用相同的塔径，在设计和制造上较为方便，但需增设预热器。
4．加热方式蒸馏釜的加热方式大都采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
5．回流比的选择回流比R 不仅影响理论塔板数，还影响加热蒸汽量和冷却水的消耗量，影响塔径、再沸器和冷凝器的尺寸及塔板的结构尺寸等。
选择适宜的回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费之和最低。
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 0.19MPa3、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)3.5.3雾沫夹带 (24)3.5.4漏液 (24)3.5.5液泛 (25)3.6 塔板负荷性能图 (25)3.6.1雾沫夹带线 (25)3.6.2 液泛线 (27)3.6.3 液相负荷上限线 (29)3.6.4 液相负荷下限线 (29)3.6.5 漏液线 (29)3.7 各接管尺寸的确定 (31)3.7.1 进料板 (31)3.7.2 釜残液出料管 (32)3.7.3回流液管 (32)3.7.4塔顶上升蒸汽管 (32)3.8精馏塔结构设计 (32)3.8.1设计条件 (33)3.8.2壳体厚度计算 (33)3.8.3风载荷与风弯矩计算 (34)3.8.4地震弯矩的计算 (37)3.9筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 (38)4、总结和设计评述 (39)4.1设计评述 (39)4.2总结 (40)参考文献 (40)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。
板式精馏塔的设计
密封件的设计需要考虑到密封性能、耐高温和耐腐蚀性等因素。在实际设计 中，一般选用机械密封或填料密封等形式，并需要对密封件的材料和制造工艺进 行严格筛选和考核。 4.3支架设计支架是板式精馏塔的支撑部件，主要作用是固 定板片和密封件等元件。支架的设计需要考虑到设备的强度、稳定性和操作方便 性等因素。
2.3数据采集为了进பைடு நூலகம்板式精馏塔的设计，需要采集物料的物性参数、操作 条件以及类似设备的运行数据等。
2.4设计参数计算根据采集的数据和流程规划，计算板式精馏塔的主要参数， 包括塔高、塔径、板数、间距、流体力学等。
2.5辅助设计进行辅助设计，包括塔内件的材料选择、制造工艺、结构设计 等，确保塔体和内部构件的稳定性和耐用性。
传感器设计需要考虑到测量的准确性、稳定性和可靠性等因素。在实际设计 中，一般选用电感式、电容式、光电式等传感器形式，并需要对传感器的位置和 数量进行合理布置和选择。 5.
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2、基本设计流程板式精馏塔的设计流程包括以下几个方面：
2.1设计目标确定首先需要明确板式精馏塔的设计目标，包括分离的物料种 类、分离的纯度、处理能力、操作压力和温度等。
2.2流程规划根据设计目标，确定板式精馏塔的流程。流程规划包括物料的 预处理、进料方式、操作模式、加热和冷却方式以及塔内件的结构设计等。
板式精馏塔的设计
基本内容
板式精馏塔是一种广泛应用于化工、石油、食品和医药等行业的蒸馏设备。 它通过将液体混合物进行多次汽化和冷凝，从而将不同沸点的组分分离出来。本 次演示将详细介绍板式精馏塔的设计流程、塔体设计、传质元件设计、控制系统 设计以及数据分析与结果呈现。
1、引言板式精馏塔是一种高效的分离设备，通过多次汽化和冷凝将液体混 合物分离成不同沸点的组分。在化工、石油、食品和医药等行业，板式精馏塔被 广泛应用于原料的预处理、产品的提纯和分离以及废液的处理等。因此，板式精 馏塔的设计对于工业生产过程的经济性和效率具有重要意义。
板式精馏塔设计方案.doc
板式精馏塔设计方案.doc一、外观形状与换热系数规格参数1.1 外形结构：精馏塔为单体不等级式精馏塔，整体结构采用焊接式框架结构，外形尺寸如下：外径2450mm，高度7600mm，内表面放置一层3mm厚钢板，并铺设隔热有机玻璃棉，厚度25mm，材料为石墨纤维，隔热效果良好。
1.2 换热系数：采用U型U6型不锈钢无缝管，壁厚＞10mm，热膨胀率≤2*10-4℃-1，热交换系数＞400W/㎡·K，抗压强度不低于2×105Pa，抗拉强度不低于2×103Pa。
二、入料与出料口规格参数2.1 入料口：常'温法精馏塔内压，安装4只RF80-60-10多孔盘 '带式倒流，提升机DC118-4-31.5型送料泵，盘式换流器的设计给令为：DN80mm-100mm。
2.2 出料口：异物自动移进、常温碱化、水冷却，DG15-50-61型液体抽山泵，泵循环冷却水，DN50mm-100mm。
三、内料加热器及混合池参数3.1 内料加热器：精馏塔内加热系统,采用TK型双环等温加热器，耐压≤1.3百帕，温度范围０—９９℃、DN50—DN75。
3.2 混合池：多口法集中混合池，圆形台面螺旋横梁静力结构，尺寸根据技术参数设计，材料设计为抗腐蚀不锈钢304。
四、排放管与分离器规格参数4.1排放管：采用合金密封软管，壁厚≥4mm，具备良好的抗拉及抗压能力，耐温高达560℃，全体结构静力平衡设计，三通式结构39型DN20mm—DN30mm，止回阀定位器。
4.2分离器：采用 320L 型加热分离器，整体结构采用常温法设计，叶镜式支架，尺寸为 1000mm x1000mm x800mm ，厚度 3mm，材质不锈钢 304。
板式精馏塔设计
③ 溢流堰（出口堰） 作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。 型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。
商务工作计划模板
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板式精馏塔课程设计
01
02
03
04
掌握化工设计的基本程序和方法；
01
用简洁文字和图表表达设计结果；
03
学会查阅技术资料、选用公式和数据；
02
用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练。
02
分别确定精馏段及提馏段的汽相平均密度
03
如：TM=（TF+TD）/2
04
ρVM＝PMV/RTM= Kg/ m3
（2）汽相平均密度
板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算：
塔板间距，m
板间距的初选 板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。
三 塔高、塔径的计算
MVDM= XD×M轻组分+（1－XD）×M重组分 MLDM= x1×M轻组分+（1－x1）×M重组分
塔顶的平均分子量 x1为与y1=XD平衡 的液相组成）
进料板对应的组成Xn 和yn (进料板对应的组成由逐板计算得到，n值各人不同)] MVFM= yn×M轻组分+（1－yn）×M重组分 MLFM= Xn×M轻组分+（1－Xn）×M重组分
要求：
1
说明：若泡沫高度过大，可减小塔板阻力或 增大塔板间距。
塔板式精馏塔设计方案(图文表)
（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
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人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶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 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmolM D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmolM W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/hL ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/hV ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为 y=F q D R qF RD )1()1(--++x-Fq D R D F )1()1(--+-x W =1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数总理论塔板层数 N T=13进料板位置 N F=第10层5.全塔效率的计算查上图可知，t D=78.43 o C t W=99.53 o Ct平均= t D t W=88.35 o C塔顶P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPaα顶=2.281塔底P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPaα底=2.231α平均=α顶α底=2.256平均温度下μA=0.38 mPa·sμB=0.323 mPa·sμL=x AμA+(1-x A)μB=0.079×0.38+(1-0.079)×0.323=0.327 mPa·s 查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为α平均μL=0.738可查得E T=52％6.实际板层数求取精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18提馏段实际板层数N提=4/0.52= 7.69≈8（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/molM LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 oC 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 oC 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3 提馏段液相平均密度计算 ρLm =(ρLFm +ρLWm）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 3 5.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m进料板液相平均表面张力计算 t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m塔底液相平均表面张力计算 t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·s lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·s lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·s lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（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V S =ρ3600VM =2.949 m 3/sL S =ρ3600LM=0.0023 m 3/s查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (v l ρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08由C=C 20(20Lσ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u max =1.788 m/s D=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m按标准塔径元整后 D=1.4 m塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m故精馏塔的有效高度为Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求 5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
精馏塔(板式)设计
精馏塔板的设计还需要考虑到不同物 质的沸点、蒸汽压等物性参数，以及 操作条件下的温度、压力等参数，以 确保分离过程的顺利进行。
精馏塔板的设计需要考虑到液体的流 动特性、蒸汽的流动特性以及它们之 间的相对流动方向，以达到最佳的分 离效果。
设计流程
选择合适的塔板类型
根据设计目标和工艺要求，选 择适合的塔板类型，如泡罩塔 板、浮阀塔板、筛孔塔板等。
详细描述
石油精馏塔设计需要考虑多方面的因素，如原料性质、产品 要求、操作条件等。在设计过程中，需要选择合适的塔板类 型和数量，确定适宜的工艺流程和操作参数，以满足生产需 求。
案例二：酒精精馏塔设计
总结词
酒精精馏塔设计是一种常见的精馏塔设计案例，主要应用于酿酒和生物燃料领域 。
详细描述
酒精精馏塔设计需要考虑酒精的提取和纯化过程。在设计过程中，需要选择适合 的塔板和填料，确定适宜的操作压力和温度，以保证酒精的纯度和回收率。
设计的重要性
01
02
03
提高分离效率
精馏塔板设计的核心目标 是提高分离效率，使产品 达到更高的纯度或回收率。
降低能耗
精馏塔板设计的另一个重 要目标是降低能耗，通过 优化设计，降低操作过程 中的热能消耗。
提高生产能力
良好的精馏塔板设计可以 提高生产能力，从而提高 设备的产能和经济效益。
02 精馏塔(板式)的工艺设计
塔板热力学计算
传热系数
根据物料特性和工艺要求，计算并选 择合适的传热系数，以提高热力学效 率。
温度分布
通过计算温度分布，可以了解物料在 塔板上的温度变化情况，从而优化操 作条件和塔板结构。
03 精馏塔(板式)的设备设计
塔体设计
塔体直径
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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C2C3 = 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 )沸点仅相差5—6C 所以他们的分离很困难，在实际分离中为 了能够用冷却水来冷凝丙烯的蒸气经常把 C3馏分加压到20 大气压下操作，丙烷－丙烯相对挥发度几乎接近于 1 在这种 情况下，至少需要 120块塔板才能达到分离目的。
建造这样 多板数的塔， 高度在 45米以上是很不容易的，因而通常多 以两塔串连应用，以降低塔的高度。
丙烯精制塔顶冷却器由四台串联改为两台并联，且 每台冷却器设计时采用的材质较好，管束较多，传 热效果好。
若本装置采用DCS 空制操作系统，这样可以使操作 者一目了然，可以达到集中管理， 分散控制的目的 能够使信息反馈及时，使装置平稳操作，提高工作 效率。
为了降低能耗丙烯塔可以采用空冷 。
第五节：精馏工艺计算及主体设备设计精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔 板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。
1 物料衡算与操作线方程通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。
物料衡算主要解决以下问题：（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底 产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；(2)在加料热状态q 和回流比R 选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸 汽量和下降液体量；( 3)写出精馏段和提馏段的操作线方程， 通过物料衡算可以确定精馏塔中各 股物料的流量和组成情况， 塔各段的上升蒸汽量和下降液体量， 为计算理论板数 以及塔径和塔板结构参数提供依、操作特点：1、 压力：采用不凝气外排来调节塔压力，在其他条件不 变的情况下，不凝气排放量越大、塔压越低：不凝气 排放量越小、塔压越高。
正常情况下压力调节主要靠 调节伐自动调节。
2 、塔低温度：恒压下，塔低温度是调节产品质量的主要 手段，釜温是釜压和物料组成决定的，塔低温度主要 靠重沸器加热汽来控制。
当塔低温度低于规定值时， 应加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低温度高于 规定值时，操作亦反。
四、改革措施：五、设想：据。
通常，原料量和产量都以kg/h 或吨/ 年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h 。
在设计时，汽液流量又须用m3/s 来表示。
因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
2、塔物料衡算F=D+WFXf=DX D+WXw 则代入数据为64=D+W64*65%=D*98%+W*2%解得D=42.09375kmol/h ，W=21.90625kmol/h 塔气、液相流量精馏段：L=RD,V=L+D提留段：L'=L+F, V'=V3. 热量衡算再沸器热流量：q r =V'rv再沸器加热蒸汽质量流量：Gr=Qr/rR 冷凝器热流量：Qc=Vrv 冷凝器冷却剂的质量流量：Gc=Qc/Cv(t1-t2)塔板数的计算相对挥发度利用试差法求相对挥发度】•塔顶挥监度叭g利f IJ Ant< d ne h' ft' hi p,「勺-^―计畀内烯和内烷的徳和藍汽」扎T + C表3-1 Antoine 常数表压P=1620kpa, 则塔顶绝压Ptop=1.62+0.101325=1.721325kpaLnPA =15.7027-1807.53/316.1-26.15PA =12948.48mmHg=1726.373kpa同理得PB =10830.29mmHg=1443.921kpaY A=P-PB /(PA' -PB' )=0.982KA=PA /P=1.002933XA=y A/KA=0.982/1.002933=0.977同理得y B=0.02,KB=0.838842,XB=y B/KB=0.024刀X=y A/KA+y B/KB=1.000977刀y-仁 1.000977-仁0.000977<0.001,符合要求故塔顶温度Ttop=316.1K塔顶挥发度阿 a AB=KA/KB=1.002933/0.838842=1.19561. 塔底挥发度a' AB由xn=yn/[a-（a-1）yn] 得，xn=0.97618查资料得表如下：表41丙烯内烷气液HI第度表Cl721.325KPa）卩下式对液体混ft物附密度进行怙ST液相组分质量分数为WA=0.97507 WB=0.02493塔顶液相密度为471.2535kg/m3气相密度为28.03kg/m3设理论塔板数位NT=15Q设每块塔板上的压降为100mn液柱。
经计算得latm=21.94mm液柱塔底压力P=Ptop+NT*100mm=1790.599kpa设塔底温度为326.0KlnPA' =15.7027-1807.53/(326.0-26.15)PA'=15908,14mmHg=2120.91kpa同理得PB'=13385.06mmHg=1784.527kpa由lnPA'=A-B/(T+C) 得所以XA=P-PB' /PA'-PB' =0.996609, y B=0.976677 所以，塔底温度为326.0Ka AB=KA/KB=1.18447/0.996609=1.1885a atop a/2 1.1920572. 计算回流比R由相平衡方程ye=a xe/[1+(a-1)xe] 和q 线方程q=1, 计算得xe=0.65 时，ye=0.6888Rmin=XD-ye/ye-xe=7.496则R=1.2，Rmin=8.993. 计算精馏段操作方程精馏段操作线方程yn+1=R/R+1*xn+XD/R+1 代入数据得该精馏操作方程为yn+1=0.9000xn+0.09814. 计算塔板数经过模拟计算得所需理论板数为NT=95理论进料板位置Nf=44已知总办效率为ET=0.6进料板位置Nf/0.6=73所以实际塔板数为Np=(NT-1)/ET=(95-1)/0.6=155 实际塔板数和初设塔板数150 比较接近，故所设值比较合理5. 塔径计算两相流动参数二Ls/Vs* V(p1/pv)=0.2195设间距Ht=0.45m, 查图知C20=0.062气体负荷因子C=C20(o /20 ) {0.2 方}=0.0465液泛气速Uf=C V(p L-pv/pv)=0.1850/s u/Uf=0.64, 则u=0.1184m/s 则流道截面积A=Vs/u=1.3849 m2孔隙率Ad/At=0.10,A/At=1-Ad/At=0.90则At=1.4096/0.90=1.5632塔径D=V( 4At/ )=1.4m查表知D=1.4，Ht=0.45, 与设的吻合，则合理。
6. 塔高计算实际板数为155，塔有效高度Z=0.45*155=69.75m釜液流出量W=21.90625kom/h=1072.08kg/h=0.2978kg/s则釜液高度△ Z=4W/(*D*D) =0.28m143块塔板，共设8 个人孔，每个人孔处板间距增大200mm 进料板板间距增大100mn裙坐取3m 塔顶与釜液上方气液分离高度取 1.5m 塔顶与釜液上方气液分离空间高度均取 1.5m 总塔高Z=69.75+0.28+0.1+8*0.2+1.5*2=74.73m7. 溢流装置设计计算弓形降液管所占面积Ad=At-A=0.15386L w/D=0.73,降液管宽度Bd=D(1-V[1- (L w/d)* (L w/d)] )/2=0.2216m取底隙h=0.45m确定堰长L w=D*0.73=1.4*0.73=1.022m堰上液头高How=2.84*0.001E(Lh/Lw)2/3=0.028m>6mm满足E 取1的条件取Hw=0.05m 清夜层高度HI 由选取的堰高Hw 确定 HI 二Hw+How=0.05+0.028=0.078m 液流强度 Lh/lw=31.5946/1.022=30.91<100降液管底隙液体流速u=Ls/Iwhb=0.191m/s<0.5m/s,符合要求 8. 塔板流动性能的校核为捋制液沫夹带赧©过大,应便泛点巧£0.8-0.82 •荐阀塔板泛点率由以下曲由塔板上5相密度口二厨』3及堆械间距丸-45叫査图5-1W 1】泛心负荷闲数图»C f =0.119,根据表5T1【"所捉供数据,本物系的K(g 可选取1塔板匕流道长比Z L = D-2^=1. 4-2X 0. 222=&957m液流ibi 积旳A h = A r -2^ = 1. 539-2X0. 1539=1. 231m 1所得泛点率低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带 计算干板阻力尽= 5.34 拿型］534 * 28 03* 2 077=0. 0699mp L 2g 471,2535*2*9.81 2 •塔板清液层阴力勺取 £ 二0. 50, h t = 0*5易-0. 5* 0. 0780=0.0390m+ I.36*O.(X)K7S*O.957I*OJI9*L231=0. 356<),12R.03 1 2535-203：L克服液体表面张力阻力h = % = —4"° '*4.7055_ =。