精馏塔设计
精馏塔设计
一、设计方案的确定
1.塔型：选用重型浮阀塔
F1型浮阀塔的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）内。一般情况下采用重阀，只有在处理量大并且要求压强降得很低的系统（如减压塔）中，采用轻阀。由于本设计采用常压操作即可完成任务故采用重阀。重阀采用厚度未2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。
浮阀塔具有以下优点：生产能力大；操作弹性好；塔板效率高；气体压强及液面落差较小；使用周期长；结构简单，便于安装；塔的造价低等。
2.操作压力：常压精馏
因为常压下乙醇—水湿液态混合物，其沸点较低（小于100℃），故采用常压精馏就可以分离。
3.进料状态：泡点进料
泡点进料的操作容易控制，而且不受季节的影响；另外泡点进料时精馏段和提留段塔径相同，设计和制造比较方便。
4.加热方式：采用间接蒸汽加热
5.冷却剂与出口温度：采用25℃常温水为冷却剂，出口温度是40℃
6.回流方式：泡点回流
泡点回流易于控制，设计和控制是比较方便，而且可以节约能源。
3.1工艺条件和物性参数的计算
3.3.1将质量分数转换成摩尔分数
质量分数：0.425F X = 0.8346
=0.92580.8346+0.1718D X ?=
??
B 0.146
=0.22120.146+0.918
X ?=??
摩尔分数：()F 0.425/46
=0.22430.425/4610.425/18
x =
+- 0.8300D x = 0.1000B x =
3.1.2物料衡算
摩尔流量：原料处理量=20.0115 1.85/t h -?= 故摩尔流量()()185010.42518500.42576.19/4618
F kmol h ?-?=
+=
由F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+ ()0.22430.176.1912.97/0.830.1
F B D B x x D F
kmol h x x --==?=--
()76.1912.9763.22/B F D kmol h =-=-= 质量流量：1850/F kg h = F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+
471.84/D kg h = 1378.16/B kg h =
3.1.3平均分子量
()()0.22434610.22431824.28/F M kg kmol =?+-?= ()()0.834610.831841.24/D M kg kmol =?+-?= ()0.1460.91820.8/B M kg kmol =?+?=
3.1.4理论塔板数T N 的求取（图解法）
乙醇—水气液平衡数据做x-y 图 （1） 最小回流比
从下图读得，精馏线的斜率为
min min 8334
0.5904183
R R -==+，故min 1.441R =
（2） 精馏段方程
()min =1.2~2R R ，故取min =1.8 1.8 1.441 2.5938R R =?= 则精馏段方程为：y=0.7220.23111
D x R
x x R R +=+++ （3） 提留段方程
R
R D
=
， 2.593812.9733.64L RD ==?=()/kmol h ()()146.61/V L D D R kmol h =+=+=
1q =，()'46.61/V V kmol h ==
'33.6476.19109.83L L qF =+=+=()/kmol h
则提留段方程为：''' 2.360.058B L B
y x x x V V
=-=-
故得到下图：
N ，其中精由图得到全塔共需理论塔板13块，扣除再沸器后理论塔板数12
T
馏段12块，提留段0块
E
3.1.5全塔效率
T
（1）作t-x-y图：
（2）计算黏度
从t-x-y 图查得78.3C D t =?，86.5C B t =?，83.0C F t =? 则78.386.5
82.4C 22
D B m t t t ++=
==? 由《流体力学与传热》附录二和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度： ()L 82.4C =0.41mPa s μ??乙醇℃，()L 82.4C =0.3461mPa s μ??水℃
()()()L L +1=0.22430.41+10.22430.34610.360Lm F F x x mPa s μμμ∴=?-??-?=?乙醇水（3）相对挥发度：
由t-x-y 图上查得，0.8300D x =， 0.84D
y *
= 0.1000B x =， 0.4385B
y *
= ()
()()()
10.8410.83 1.07530.8310.841D D D D D y x x y α***
-?-=
=
=?--
()
()
()()
10.438510.17.02850.110.43851B B B B
B
y x x
y α***-?-=
=
=?--
1.07537.0285
2.749m D B ααα∴==?= 则计算全塔效率为：()0.245
0.490.4913T m Lm E αμ-=??=
3.1.6实际塔板数
12
24.430.4913
T P T N N E =
==， 取整25P N = 其中，精馏段：12
240.4913
N =
=精， 提留段：1
N =精 3.1.7塔的工艺条件以及无聊数据计算
（一）、操作压强
因为常压下乙醇—水湿态混合物，其沸点较低（小于100C ?），故采用常压精馏就可以分离。
塔顶压强：101.325D p kPa =, 取每层压强降为0.5p kPa
?=，
塔底压强：()
101.325250.5113.825B D p p N p kPa =+??=+?=
进料板压强：()
101.325240.5113.325F D p p N p kPa =+??=+?=精
全塔平均操作压强：()101.325113.825
107.57522
D B m p p p kPa ++=
== 精馏塔平均操作压强：()101.325113.325
107.32522
D F m p p p kPa ++=
==精 提留段平均压强：()B 113.825113.325113.57522
F p p p kPa ++===提 （二）、温度 查t-x-y 图可知：
塔顶：78.3C D t =?，塔釜：86.5C B t =?，进料：83.0C F t =? 全塔平均温度：78.386.583.0
82.60C 33
D B F m t t t t ++++=
==? 精馏段平均温度：78.383.0
80.65C 22D F m t t t ++=
==?精 提留段平均温度：86.583.0
84.75C 22
B F m t t t ++===?提 （三）、平均分子量
1.塔顶
当10.83D x y ==，查x-y 图可得：0.8150x =
()()()1110.834610.831841.24/VDm M y M y M kg mol =?+-?=?+-?=乙醇水()()()1110.81504610.81501840.82/LDm M x M x M kg mol =?+-?=?+-?=乙醇水2.进料板
()()()10.544610.541833.12/VFm F F M y M y M kg mol =?+-?=?+-?=乙醇水 ()()()10.22434610.22431824.2804/LFm F F M x M x M kg mol =?+-?=?+-?=乙醇水3.塔釜
当0.1B x =，0.4391B
y *
= ()()()
10.43914610.43911830.2948/VBm B B M y M y M kg mol **
=?+-?=?+-?=乙醇水()()()10.14610.11820.8/LBm B B M x M x M kg mol =?+-?=?+-?=乙醇水 4.精馏段平均分子量
()33.1241.24
37.18/22VFm VDm V Dm M M M kg mol ++=
==()24.280440.82
32.5502/22
LFm LDm LDm M M M kg mol ++=
== 5.提留段平均分子量
()33.1230.294831.7074/22VFm VBm VBm M M M kg mol ++=
== ()24.280420.822.5402/22
LFm LBm LBm M M M kg mol ++=
== （四）、平均密度 1.液体密度L ρ
由《流体力学与传热》附录和P252有机液体相对密度共线图可得水和乙醇在不同温度下的相对密度。（设A 为乙醇，B 为水）
（1） 塔顶：78.3C D t =?，查得3732/A kg m ρ=，3972.8/B kg m ρ=
()10.925810.9258732972.8
DA
DB
LD A B
X X ρρρ-=+=
+，故3745.70/LD kg m ρ= （2） 进料板：83.0C F t =?，查得3730/A kg m ρ=，3970.0/B kg m ρ=
()10.42510.425730970.0
FA
FB
LF A B
X X ρρρ-=+=+，故3851.08/LF kg m ρ= （3） 塔底密度：86.5C B t =?，查得3725/A kg m ρ=，3967.58/B kg m ρ=
()10.221210.2212725967.58
BA
BB
LB A B
X X ρρρ-=+=
+，故3900.90/LB kg m ρ= （4） 精馏段平均相密度
()
()()31745.70851.08
798.39/22
Lm LD LF kg m ρ
ρρ+=
+=
=精 （5） 提留段平均液相密度
()
()()31900.90851.08
875.99/22
Lm LB LF kg m ρ
ρρ+=
+=
=提 （6） 精馏段气相密度
()()()
()3107.32537.18
1.357/8.314273.1580.65m Vm Vm m p M kg m RT ρ?=
=
=?+精精精精
（7） 提留段气相密度
()()()
()3113.57531.7074
1.210/8.314273.1584.75m Vm Vm m p M kg m RT ρ?=
=
=?+提
提提提
（五）、液比表面积张力σ
由《流体力学与传热》附录和P254有机液体的表面张力共线图可得水和乙醇在不同温度下的表面张力。且m i i x σσ=∑
σ
78.3D t =℃ 83.0
F t =℃ σ水
62.00/mN m
60.80/mN m
σ乙醇
17.6/mN m
17.1/mN m
()()0.8317.610.8362.0025.148/mD mN m σ=?+-?= ()()0.224317.110.224360.8051.00/mF mN m σ=?+-?=
表面平均张力为：()()25.14851.00
38.074/2
2
mD mF
m mN m σσσ++==
=精
（六）、液体粘度m μ
由《流体力学与传热》附录和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度。且m i i x μμ=∑
μ
78.3C D t =? 83.0C
F t =? μ水
0.365mPa s ?
0.320mPa s ?
μ乙醇
0.425mPa s
?
0.400mPa s
?
()()0.830.42510.830.3550.413LD mPa s μ=?+-?=?
()()0.22430.40010.22430.3200.338LF mPa s μ=?+-?=?
平均粘度为：()()0.37552
LD LF
Lm mPa s μμμ+=
=精
3.1.8精馏段气液负荷计算
'46.61/V V kmol h ==
()()346.6137.18
0.355/1.3573600
V Dm
s Vm VM V m s ρ?=
=
=?精
()
()''346.6131.7074
0.340/1.2103600
V Dm
s
Vm V M V m s ρ?=
=
=?提
33.64/L kmol h =,'109.83/L kmol h =
()
()4333.64109.83
3.8110/798.393600
LDm
s Lm LM L m s ρ-?=
=
=??精
()
()''43109.8322.5402
7.8510/875.993600
LDm
s
Lm LM L m s ρ-?=
=
=??提
3.2塔的主要工艺尺寸 3.2.1初选塔径
由《传热传质过程设备设计》P180-P182可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数k 有关：max u ku =，其中0.6~0.8k =，这里取0.7k =
（1） 动能参数114
2
2
3.8110798.390.02600.355 1.357s Lm s Vm L V ρρ-?????????
== ??? ? ?
????????
（2） 根据《传热传质过程设备设计》P180-182可初选板间距0.35T H m =，板
上液层厚度0.06L h m =，则()0.350.060.29T L H h m -=-= （3） 根据史密斯关系图，得：200.057C =
故0.2
0.2
2038.0740.0570.06482020C C σ??
??
==?= ?
?
??
??
（4） 空塔气速 最大允许气速()max 798.39 1.357
0.0648 1.570/1.357
Lm Vm Vm u m s ρρρ--===
故max 0.7 1.570 1.0993/u ku m s ==?= （5） 塔径
440.355
0.6413.14 1.0993
s
V D u
π?=
==?
按标准塔径圆整为0.70D m =，可见这里的D 和T H 的关系与《传热传质过程设备设计》P183表4-3经验关系相符。 校正：他的截面积为：()2223.14
0.70.384654
4
T A D m π
=
=
?= 实际空塔气速：()0.3550.923/0.38465
s T V u m s A =
== 3.2.2溢流装置
由于塔径小于2.2m ，所以选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。 1. 堰长
对于单溢流，一般取堰长w l 为()0.6~0.7D ，故取0.650.70.455w l m m =?= 校核液体在降液管宽度d W 和面积f A 用《传热传质过程设备设计》P186表4-5求取。查表得：
0.068,
0.12f d
T
A W A D
== 所以()20.0680.0680.384650.0261562T A A m ==?=
()0.120.120.70.084D W D m ==?=
验算液体在降液管中的停留时间，由《传热传质过程设备设计》P192式4-14得
'
4
0.02615620.35
24.033.8110f T s
A H s s s
L θ-?=
=
=>?
2. 出口堰高w h
由《传热传质过程设备设计》P190式4-11可知：w L ow h h h =-
前面已设定0.06w h m =，采用平直堰，堰上液层高度OW h 可依《传热传质过程设备设计》P190式4-12计算，即：
23
2.841000s ow w L h E l ??= ???
因为
0.65w l D
=及()433.81103600 1.3716/s L m s -=??=， 2.5 2.51.37169.600.455s w L l == 所以由《传热传质过程设备设计》P190图4-16查得 1.025E =，代入上式得：
()2
23
3
2.84 2.84 1.37161.0250.0061100010000.455s ow w L h E m l ????==??= ? ???
??
则()0.060.00610.0539w L ow h h h m =-=-= 3. 降液管底隙高度o h
4. 为了简便，用下式决定o h ：
0.0060.0479o w h h m =-=
取48o h mm =（符合液封要求） 3.2.3塔板位置及浮阀塔数目与排列
1.阀孔数由《传热传质过程设备设计》P194式4-18得可知：o Vm F u ρ= 取12o F =，求孔速o u ，()10.3013/1.357
o
o Vm
u m s ρ=
=
=
求每层塔板上得浮阀数（已知1F 重型阀得阀孔直径0.039o d m =）：
22
440.355
283.140.03910.3013
s o o V N d u π?=
==?? 2.塔板布置
（1）取边缘区宽度：0.025c W m = 两边安定区高度：0.05s W m = 由《传热传质过程设备设计》P195式4-22计算鼓泡区面积：
222
02arcsin
180P x A R x R R π??=- ???
式中 ()0.7/20.0840.050.216
2d s D
x W W =-+=--=
()0.7/20.0840.050.2162
c D
R W m =
-=--= 因此 222
02arcsin 180P x A R x R R π??=- ???
222
00.21620.2160.3250.2160.725arcsin
1800.325π??=?-?? ???
()2
0.2594m = （2）浮阀排列方式
对整块式塔板，采用正三角形叉排，孔心距t 为75~125mm
阀孔总面积：()20.3550.344610.3013
s o o V A m u =
== 排间距：()()0.9070.9070.325
0.0390.114111.410.03446
P o A t d m mm A ?==== 取80t mm =
具体的排列见下图，共安排浮阀个数29N =只
3.验算气速及阀孔动能因数
由实际浮阀个数可知，实际阀孔中气体速度为：()28
10.30139.9461/29
o u m s =?
= ()9.9461 1.35711.59/o Vm F u m s ρ===
阀孔动能因数变化不大，仍在9~12范围内，因此阀孔数29N = 塔板开孔率0.923100%9.28%9.9461
o u u =
?== 3.3塔的流体力学验算
3.3.1阻力的计算
由《传热传质过程设备设计》P196式4-24计算塔板压力降，即p c l h h h h σ=++ （1） 干板阻力
由《传热传质过程设备设计》P197式4-27可知： 临界孔速()1.825
1.8257.317.31
8.885/1.357 1.357
oc o u m s u ===< ∴阀全开
由《传热传质过程设备设计》P196式4-25得：
干板阻力()2
2
1.3579.94615.37 5.370.04622798.399.81
Vm o c Lm u h m g ρρ?==?=??
（2） 板上充气液层阻力
由于乙醇—水系统里，液相是水，故充气系数0.5o ε=。
由《传热传质过程设备设计》P197式4-28得：()0.50.060.03l o L h h m ε==?= （3） 液体表面张力造成的阻力
此阻力很小，浮阀塔得h σ值通常很小，计算时忽略不计 （4） 单板压降
由于h σ忽略不计，因此与气体流经一层浮阀塔得压力降所相当得液柱高度为：
()0.0460.030.073p c l h h h m =+=+=
()0.073798.399.81571.75P p Lm p h g Pa ρ?==??=
3.3.2淹塔校核（液泛校核）
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，由《传热传质过程设备设计》P197式4-30计算清液高度：d p L d H h h h =++
（1）由于本塔不设进口堰，故由《传热传质过程设备设计》P198式4-3，计算液体通过降液管的压头损失
()22
43.81100.1530.1530.000046560.4550.048o d w o L h m l h -????
?==?= ? ??????
（2）板上液层高度：0.06L h m = （3）降液管内清液层高度：
()0.0730.060.000046560.1330d p L d H h h h m =++=++= 前已选定0.35T H m =，并求得0.0539w h m =，取0.5?=，则
()()()0.50.350.05390.2020T w H h m ?+=?+=
()d T w H H h ?<+
由《传热传质过程设备设计》P198式4-33可知：符合放置淹塔要求
3.3.3雾沫夹带校核
计算泛点率校核雾沫夹带校核，由《传热传质过程设备设计》P199式4-34和式4-35可知：
泛点率 1.36100%Vm
s
s s
Lm Vm
F T
V L Z ρρρ+-=
或泛点率100%Vm
s
Lm Vm
F T
V ρρρ-=
1. 泛点符合系数F C
查《传热传质过程设备设计》P199图4-25得0.095F C = 2. 板上液流面积
()20.3846520.02615620.3323a T f A A A m =-=-?= 3. 板上液体流经高度
()20.720.0840.532L d Z D W m =-=-?= 4. 泛点率
泛点率100%51.39%Vm
s
Lm Vm
F T
V ρρρ-=
=
对于0.7D m =（大塔），泛点率应该小于70%，符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标，即10%e <
3.4塔板负荷性能图（均以精馏段计算） 3.
4.1雾沫夹带线①
取极限雾沫夹带量10%e =，依据：
泛点率 1.36100%Vm
s
s s
Lm Vm
F T
V L Z ρρρ+-=
按照泛点率70%=计算，
泛点率 1.36100%Vm
s
s s
Lm Vm
F T
V L Z ρρρ+-=
1.357
1.360.532
798.39 1.357100%s
s V L +?-=
70%=
整理得 0.504017.54s s V L =-
3.4.2液泛线②
联立《传热传质过程设备设计》中式4-28、4-30及式4-33得：
()()()0.50.350.05390.2020d T w H H h m ?=+=?+= 液泛时
()()()0.4d T w w ow c w ow d H H h h h h h h h ?=+=+++++
()
2
2
23
2
3600 1.3572.840.2020 1.40.05392 5.370.15310000.4552798.399.810.4550.048s o s
L u L E ???=?+?+?+? ??????因为物系一定，塔板结构尺寸一定，则整理上式可得液泛线方程：
()
2/3
2
236000.0484533407.713.179s o s E L u L ++=
列表计算与s L 相对应得液泛气量s V
序号 1 2
3
4
5
6
7
8
()
3
1
/s
L m s -?
3.81 410-? 6.81
4
10-?
9.81
4
10-?
12.81
4
10-?
15.81
4
10-?
18.81
4
10-?
21.81
4
10-?
24.81
4
10-?
()
31/s L m h -?
1.3716
2.4516
3.5316
4.6116
5.6916
6.7716
7.8516
8.9316
E
1.025 1.028
1.032
1.036
1.040
1.045
1.050
1.055
()
1
/o
u m s -?
15.6779 15.2681 14.8981
14.5478
14.2078 13.8699
13.5322
13.1921
()
1/s V m s -?
0.6177
0.6016
0.5870
0.5732
0.5598 0.5464 0.5332 0.5198
由上表对应s L 和s V 作出液泛线②
3.4.3液相负荷上线线③
液体最大流量应保证降液管液体停留时间不少于3~5秒，则液体在降液管内停
留的时间
()4
0.02615620.035
24.033.8110
f T s
A H s s L θ-?=
=
=>? 以4秒作为液体在降液管中停留时间得下限，则：
()30.02615620.35
0.00228867/4
4
f T
s A H L m s ?=
=
=
3.4.4液相负荷下限线④
取堰上液层高度0.006ow h m =作为液相负荷下限条件，依ow h 得计算式算出s L 的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关得竖直线。
23
36002.840.0061000s w L E l ??
=????
43.74010/s L m s -=?
3.4.5漏液线⑤
对于1F 型重阀，取6o Vm F u ρ=作为规定气体最小负荷得标准，由2
4
s o o V d Nu π=求出气相负荷s V 得下限值，有 223.140.039290.1784
4 1.357
s o Vm
V d N
π
ρ=
=
??= 该漏液线式与液体流量无关得水平线
3.4.6作出负荷性能图
根据以上的计算做出负荷性能图上的①、②、③、④及⑤共5条线如下，若径流操作中，保持恒定的回流比，则
4
0.3559323.8110s s V L -==?为恒定值， 由《传热传质过程设备设计》P201的叙述可在操作性能图上作出操作线
这样可计算出操作弹性：
()()max min
0.57956
3.260.178
s s V V =
=
3.4.7由塔板得负荷性能图可以看出：
（1）在任务规定的气液负荷下的操作点处在区内位置较偏，稳定性稍差。 （2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由液相负荷下限控制。 （3）按照固定的液气比，操作弹性为3.26。 3.5主要接管尺寸计算 管径数据查阅《化工原理》（上册）P267附录二十 3.5.1进料管
由前面的物料平衡算得：0.5139/F kg s =，83.0C F t =? 进料液密度：3851.08/LF kg m ρ=
进料由高位槽输入塔中，适宜流速为0.4~0.8/m s 。取进料流速0.5/u m s =，则进料管内径40.0392F o LF
F
d m u πρ=
=，选取钢管45 3.0mm Φ?
校核设计流速，()()2
20.519
0.4570/0.0450.00302851.08
4
4
F LF
F
u m s d π
π
ρ=
=
=?-??
所以，设备适用。
3.5.2回流管
由前面的物料衡算得：0.3854/L kg s = 回流比密度：3745.70/LD kg m ρ=
采用泵输送回流液，适宜流速为1~2/m s 。取回流液速 1.5/u m s =，则回流管内径40.0210D o LD
L
d m u πρ=
=，选取钢管32 4.0mm Φ?
校核设计流速，()()2
20.3854
1.1430/0.0320.00402745.7
4
4
D
LD F
u m s d π
π
ρ=
=
=?-??
所以，设备适用。 3.5.3釜液出口管
由前面的物料衡算得：0.3282/B kg s =， 塔釜液密度3900.90/LB kg m ρ=
釜液出口管一般的适宜流速为0.5~1.0/m s ，取釜液流速0.8/u m s =，则釜液出口管内径40.0241W o LB
B
d m u πρ=
=，选取钢管32 4.0mm Φ?
校核设计流速，()()2
20.3282
0.8057/0.0320.00402900.9
4
4
W LB
F
u m s d π
π
ρ=
=
=?-??
所以，设备适用。
3.5.4塔顶蒸汽管
蒸汽管一般的适宜流速为15~25/m s ，取蒸汽流速18/u m s =，则蒸汽管管口内径440.355
0.15851818 3.14
s V d m π?=
==?，选取钢管1687.0mm Φ? 校核设计流速， ()
()2
2
0.355
19.069/0.1680.007024
4
i F
u m s d π
π
=
=
=?-?
所以，设备适用。
3.5.5塔釜蒸汽管
取蒸汽流速20/u m s =，则蒸汽管管口内径'
40.14720s V d m π
=
=，选取钢管1597.0mm Φ?。
校核设计流速，()
()2
2
0.340
20.600/0.1590.007024
4
i F
u m s d π
π
=
=
=?-?
所以设备适用。
3.6塔的辅助设备设计
预热器一个：预热进料，同时冷却釜液。
全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝，提供产品和一定量得回流。 冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。
管程 壳程 K
值范围2
1
W m K --?? 预热器 料液 水蒸气 280~850
再沸器 釜液 水蒸气 850~1500 全凝器 冷水 物料蒸汽 280~850
冷却器
冷水
有机溶液
850~1500
下面四个换热器得计算均按照这个假定。换热器得型号选择均参考《化工原理》（上册）附录二十三 （一） 预热器 1. 求Q 吸收
0.5139/F kg s =，0.3282/B kg s =
()25+83==54C 22
m t t t +=?料泡
根据条件()4.1756/C Pm C kJ kg =??，()2.88/C p C kJ kg =??乙醇 则()1Pm F p F P C x C x C =+-乙醇水
()()=0.425 2.88+10.425 4.1756 3.6250/C kJ kg ???-?=????
()()3.62500.3282832569.003/Pm m Q C F t kJ s =?=??-=吸收 2. 计算蒸汽流量：采用间接蒸汽加热
当绝对压强为23.5/343kgf cm KPa =时，138.12C t =?，汽化热
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
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-PPT
填料塔的附属结构填料支承板（Packing support plate ） 主要包括：填料支承装置；液体分布及再分布装置；气体进口分布装置；除沫装置等。 要求：（1）足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液体的重量。（2）足够的自由面积以确保气、液两相顺利通过。总开孔面积应不小于填料层的自由截面积。一般开孔率在70%以上。常用结构：栅板；升气管式；气体喷射式。
栅板（support grid）： 优点是结构简单，造价低； 缺点是栅板间的开孔容易被散装填料挡住，使有效开孔面积减小。
升气管式：具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由升气管侧面的狭缝进入填料层。
气体喷射式（multibeam packing support plate）： 具有气、液两相分流而行和开孔面积大的特点。气体由波形的侧面开孔射入填料层。
床层限位圈和填料压板（Bed limiter and hold down plate）填料压紧和限位装置安装在填料层顶部，用于阻止填料的流化和松动，前者为直接压在填料之上的填料压圈或压板，后者为固定于塔壁的填料限位圈。 规整填料一般不会发生流化，但在大塔中，分块组装的填料会移动，因此也必需安装由平行扁钢构造的填料限制圈。
液体分布器（Liquid distributor） 作用：将液体均匀分布于填料层顶部。 莲蓬头分布器： 一种结构十分简单的液体喷洒器，其喷头的下部为半球形多孔板，喷头直径为塔径的1/3~1/5，一般用于直径在0.6m以下的塔中。它的主要缺点是喷洒孔易堵塞，且气量较大时液沫夹带量大。
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
精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χ F = D χ D + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F D x F x η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 * * 00F D W F x S y D x W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ * W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 m in D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) m in m in (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+= =+--- 基础数据：气液相平衡数据
3 确定操作回流比 m i n (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += = -? ? 因 11 1 D n n x R y x R R += + ++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += = -? ? 因 11W n n x R y x R R +'+= - ' ' 蒸汽回流比(1)(1)(1) (1) V R D q F D F R R q W W W W +--'== =+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C D V D L Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI W I FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 23 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38 211( ) 1r V V r T H H T -?=?-
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
直接蒸汽加热填料精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计 设计任务：规定F 、xF 、xD 、xW ，设计出能完成分离任务的板式精馏塔 1. 回流比 ● 最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - (1) 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min 0(1)(1)e e W y R D qF L V R D q F x x -+==+--- (2) 所需基础数据：气液相平衡数据 丙酮-水 xi = [0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相丙酮平衡浓度 yi = [0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0]; % 汽相丙酮平衡浓度 ti=[ 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ];%平衡温度 甲醇-水 xi = [0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0]; % 液相甲醇平衡浓度 yi = [0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00]; % 汽相甲醇平衡浓度 ti=[ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 ];%平衡温度 ● 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 2 全塔物料衡算与操作方程 (1)全塔物料衡算 F S D W +=+ (3) F D W Fx Dx Wx =+ (4) 其中 (1)(1)S V R D q F ==+-- (5) W L RD qF ==+ (6) 联立式(3)、式(4)得： F W D W x qx D F x Rx -=+ (7)
精馏塔工艺工艺设计计算
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 ； –––––塔内所需要的理论板层数； –––––总板效率； –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； –––––气体体积流量，m 3 u –––––空塔气速， u =（0.6~0.8） （3-3） V V L C u ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，3
V ρ–––––气相密度，3 C –––––负荷因子， 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子， L σ–––––操作物系的液体表面张力， 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，。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ? ?+-=-r x r x r x A a 1 222s i n 1802π （3-11）
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
精馏塔的设计(毕业设计)
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。
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
反应精馏
反应精馏 摘要：反应精馏是化学反应和精馏过程耦合为一体的单元操作，已成为当今的重要研究领。本文总结了反应精馏的优点、基本要求、以及操造作流程等。 关键字：反应精馏、精馏、反应 1 反应精馏技术概述 反应精馏(Reactive Distilation简称RD)是蒸馏技术中的一个特殊领域，它是化学反应与蒸馏相耦合的化工过程，有关精馏的早期研究始于1921年，反应精馏概念由Backhaus提出从20世纪30年代到60年代初，主要对一些特定体系的工艺条件进行探索，并且局限于板式塔中的均相反应精馏。一直到60年代末，才开始对反应精馏的一般性规律进行研究。70年代后，开始转向反应精馏的工艺计算，同时也开始对催化精馏进行研究。20世纪80年代后，反应精馏模拟计算的研究异常活跃，为优化操作和设计装置提供了极为有力的工具，数学模型也由平衡级模型拓展到非平衡级模型进而发展到90年代末的非平衡池模型，可模拟气相和液相在级上的停留时问分布和较准确地描述反应和传质行为，是对非平衡级模型的提高和进一步完善，是非常有前途的反应精馏模型。 1.1反应精馏的优点
反应精馏与常规精馏都是在普通的蒸馏塔中进行，但由于精馏操作和化学反应的相互影响，反应精馏具有自身显著的优点，主要有以下几点： 1)提高了反应物的转化率和选择性，有些情况下可使反应物的转化率接近100 。对于可逆反应，蒸馏操作把生成物从反应体系中移走，使化学反应不断向正方向移动，加大了反应物的转化率。对于连串反应，蒸馏操作及时地把中间产物从反应体系中移走，可以避免副产物的产生，同时提高了反应物的选择性。 2）化学反应过程容易控制。操作系统压力恒定，混合物的组成变化不大，则系统的温度分布将基本保持不变，使化学反应速率因温度的变化所受影响较小，也减小副反应发生的机率。 3) 减少设备投资费用和操作费用，也减少能量消耗。由于化学反应和精馏操作在一个精馏塔中进行，所以化学反应不需要专门的反应器，不必进行未参与反应的反应物二次蒸馏和重回反应器的操作，减少了能量消耗。若化学反应是放热反应，则产生的反应热可以被蒸馏操作直接利用，减少了再沸器提供的能量。 4) 设备紧凑，减少操作所需要占用的空间。 5) 可以有效地避免共沸物的形成给精馏分离操作所带来的困难。在反应精馏中，由于化学反应的存在，在常规精馏中存在的共沸体系在反应精馏中可能消失。 6) 对于一些用常规精馏难以分离的物系，使用反应精馏可以获得比较纯净的目的产物。如间二甲苯和对二甲苯是同分异构体，使用常
精馏塔设计图(参考版)
仅供参考 ∠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
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
板式精馏塔摘要
乙烯板式精馏塔 摘要 塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使质、热两种传递过程能够迅速有效地进行；还要能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。塔设备主要应用在石油化工行业，其种类很多，比如有常压塔，加压塔及减压塔，还有按单元操作分有精馏塔，吸收塔，萃取塔，反应塔，填料塔，干燥塔等。 本次设计的是2.6万吨乙烯精馏塔，在本次设计中主要包括三大方面的内容：一是工艺计算，二是强度及稳定性的计算，三是专题部分。 第一部分主要进行了物料衡算，塔内物件尺寸的确定，各种管径的确定，附属设备的选择等等。 第二部分在强度及稳定性计算中，计算出塔器的各部分质量，对塔的三个危险截面进行校核，主要是质量载荷，风载荷和地震载荷的计算。还要进行补强的计算。 最后是专题部分，即吊柱的选用与校核。 关键词：板式塔，精馏设备，填料塔，校核
EthylenePlate Distillation Column Author:Yan Yingchao Tutor:Li Hui Abstract Tower equipment is widely used in chemical industry, petroleum and other important production equipment. The basic function of tower equipment is provided for gas and liquid two-phase to fully contact the opportunity, make heat constitution, two transfer process can quickly and effectively to; also can make contact after the gas and liquid phase separate in time, mutual entrainment. Tower equipment is mainly used in petroleum and chemical industry, its many types, such as atmospheric tower. This design is the ethylene distillation tower, in this design mainly includes three aspects: one is the process calculation, two is the strength and stability of the calculation, the three is the special part. The second part in the calculation of strength and stability, calculated for each part of the quality of tower, to check the three dangerous section of the tower, is the main quality load, wind load and earthquake load calculation. Mend strong calculation. The last is the special subject part, namely the selection and check of the davit Key words:Plate Type Tower, Distillation Equipment, Packing Tower, Check
精馏塔仿真指导书
精馏塔单元仿真实训指导书 目录 一、工艺流程说明 (1) 1、工艺说明 (1) 2、本单元复杂控制方案说明 (2) 3、设备一览 (2) 二、精馏单元操作规程 (2) 1、冷态开车操作规程 (2) 2、正常操作规程 (3)
3、停车操作规程 (4) 4、仪表一览表 (6) 三、事故设置一览 (7) 四、仿真界面 (9) 附：思考题 (11) 一、工艺流程说明 1、工艺说明 本流程是利用精馏方法，在脱丁烷塔中将丁烷从脱丙烷塔釜混合物中分离出来。精馏是将液体混合物部分气化，利用其中各组分相对挥发度的不同，通过液相和气相间的质量传递来实现对混合物分离。本装置中将脱丙烷塔釜混合物部分气化，由于丁烷的沸点较低，即其挥发度较高，故丁烷易于从液相中气化出来，再将气化的蒸汽冷凝，可得到丁烷组成高于原料的混合物，经过多次气化冷凝，即可达到分离混合物中丁烷的目的。 原料为67.8℃脱丙烷塔的釜液(主要有C4、C5、C6、C7等)，由脱丁烷塔(DA-405)的第16块板进料(全塔共32块板),进料量由流量控制器FIC101控制。灵敏板温度由调节器TC101通过调节再沸器加热蒸汽的流量,来控制提馏段灵敏板温度，从而控制丁烷的分离质量。 脱丁烷塔塔釜液（主要为C5以上馏分）一部分作为产品采出，一部分经再沸器(EA-418A、B)部分汽化为蒸汽从塔底上升。塔釜的液位和塔釜产品采出量由LC101和FC102组成的串级控制器控制。再沸器采用低压蒸汽加热。塔釜蒸汽缓冲罐（FA－414）液位由液位控制器LC102调节底部采出量控制。 塔顶的上升蒸汽（C4馏分和少量C5馏分）经塔顶冷凝器（EA-419）全部冷凝成液体，该冷凝液靠位差流入回流罐（FA-408）。塔顶压力PC102采用分程控制：在正常的压力波动下，通过调节塔顶冷凝器的冷却水量来调节压力，当压力超高时，压力报警系统发出报警信号，PC102调节塔顶至回流罐的排气量来控制塔顶压力调节气相出料。操作压力 4.25atm (表压)，高压控制器PC101将调节回流罐的气相排放量，来控制塔内压力稳定。冷凝器以冷却水为载热体。回流罐液位由液位