精馏塔的计算

4.3 塔设备设计

4.3.1 概述

在化工、石油化工及炼油中，由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能，对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。

在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.93%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产60-120万吨催化裂化装置中占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。

4.3.2 塔型的选择

塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。

a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板）接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。

b．填料塔。塔内装有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动；气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。

4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：

表4-2 填料塔与板式塔的比较

4.3.2.2 塔型选择一般原则：

选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维修等。

（1）下列情况优先选用填料塔：

a.在分离程度要求高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可采用新型填料以降低塔的高度；

b.对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；

c.具有腐蚀性的物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、塑料等；

d.容易发泡的物料，宜选用填料塔。

（2）下列情况优先选用板式塔：

a.塔内液体滞液量较大，操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，操作易于稳定；

b.液相负荷较小；

c.含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大的塔板，堵塞的危险较小；

d.在操作过程中伴随有放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管，需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热；

e.在较高压力下操作的蒸馏塔仍多采用板式塔。

综合考虑，本项目采用板式塔。

4.3.3 塔盘的类型与选择

4.3.3.1 板式塔塔板种类：

根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。

4.3.3.2 各种塔盘性能比较：

工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较列表如下：

表4-3 几种主要塔板的性能比较

下表给出了几种主要塔板性能的量化比较

表4-4 几种主要塔板性能的量化比较

从以上各图可以看出：浮阀塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格等方面都比泡罩塔优越，结合本项目实际情况，初步选择浮阀塔。

浮阀塔的工艺尺寸计算

提取Aspen plus各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第3块塔板进行手工计算和校核，然后再用KG-TOWER进行软件计算，通过比较来检查计算的正确性。第3块物性参数如下表：

表4-5 浮阀塔塔板参数

1.塔径计算 初选塔板间距mm H 800=

板上液层高度mm h L 100=

m h H L T 7.0=-

气液两相流动参数：

0.0653.045726.03384986.703306.05

.05

.0V L =??

? ??=????

? ??ρρs s V L

查史密斯关联图

图4.1 史密斯关联图

可查得：

14.020=C

矫正到表面张力为0.00699157N/m 时

134.020919.1514.020σ2

.02

.020=?

?

?

???=?

?

?

??=C C

泛点气速

s m c

u f /065.23.045

045

.3003.267134.0-V V L =-?==ρρρ 为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况，

f u u )8.0~6.0('=

在此取安全系数0.7，

s m u u f /45.1065.257.07.0'=?=?= 流通截面积

243.545

.184986.7''m u V A s ===

由《化工原理》（朱家骅编制）表11.3选取塔板上的液体流动方式 本次设计选择双溢流弓形降液管，一般双溢流型

7.0~5.0=D l w

此处取

0.7w

l D

= 由《化工原理》（朱家骅编制）图11.19查弓形降液管的参数，如下图

088.0=T

f

A A 所以96.5912

.043

.5088.01'==-=

A A T

m A D T

75.296

.544=?=

=

π

π

图4.2 弓形降液管参数图

精馏段的塔径圆整为2.8m ，由《化工原理》（朱家骅编制）表11-2校核。 对应板间距范围为≥800mm ，故满足条件，假设成立。 实际塔载面积22955.54/m D A T ==π 实际空塔气速s m D V u s /275.175

.214.385

.744'2

2=??==π 2.溢流装置 弓形降液管：

0.7w

l D =Q

故堰长96.18.27.0=?=w l

降液管面积2524.0955.609.099.0m A A T f =?==

由《化工原理》（朱家骅编制）图11.19弓形降液管的参数图 查得

148.0=D

W d

故降液管宽度

m W d 481.08.2148.0=?=

为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求τ不应小于3~5s ，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。

液体在降液管中停留时间：

s s L H A s T f 56.21033147

.08

.0245.0>=?=?=

τ 故降液管尺寸适宜。 溢流堰 取0.1L h m =

则

19.2296

.133.119)(5

.25.2==w h l L

图4.3 液体收缩系数计算图

由《化工原理》（朱家骅编制）图11.20液体收缩系数计算图查得：

30.1=E

由弗朗西斯公式，堰上液层高度

m l L E h w s ow 2

3

22

3

1053.41.9633.11930.100284.0100084.2-?=??

? ????=??? ???=

堰高0547.00453.01.0=-=-=ow L w h h h 受液盘和底隙：

塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，常用平形型式。为减小液体流动阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以

h 不可过小。但若

h 过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。

取0.15/OL m s u = 则m u lw Ls h OL 113.015

.096.1033147

.00=?=?=

塔板布置

a.受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积f A 计。

b.边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用。

c.入口安定区和出口安定区，通常宽度相等。

d.有效传质区：余下的塔板上有浮阀孔的区域。 于此处考虑：

塔径900D mm >，采用分块组装式； 边缘宽度取500.05c W mm m ==； 安定区宽度均取0.08s W m =； 降液管宽0.3d W m =

4.3.4 浮阀数目N 及孔间距

F1重型浮阀阀孔直径00.039d m =。取120=F 。 阀孔气速s m F u v

/88.6045.312

0==

=

ρ 每层塔板浮阀数6.95588

.6039.04

3600

/5086.282594

20

2

0=??=

?=

π

π

u d Vs

N

圆整为956=N

浮阀排列：采用等腰三角形叉排。 由上一小节所假设,鼓泡区面积为

?

???????? ??+-+?????

???? ??+-=--r x r x r x r x r x r x A a 12221222sin 180'sin 180''ππ 其中

m W W D x x s d 9056.008.0.414402

2.82'=--=--== m W D r c 35.105.02

2.82=-=-=

故49.4)35.19056.0(sin 35.11809056.025.19056.021222=??????

??+???=-πa A

0.075t m =取 则0626.0075

.095649

.4'=?=?=

t N A t a 由于塔直径D=2.8m ，采用分块式塔板四块（其中两块弓形板、通道板和矩形板各一块）。

0626m .0t 、075.0='=m t

以等腰三角形交叉方式绘图排列如图所示：

图4.4 塔板内部结构图

由排布图可得实际的开孔数950个

s

m N d V u s /6.92950039.04

849

.74

22

0=??=

=

π

π

07.12045.392.600=?==V u F ρ 在适宜范围8-12内 塔板开孔率

%4.88.2039.0950%1002

2

0=???? ???

=????

? ??=D d N φ

1.塔板的流体力学校核 塔板压降校核：

1f d h h h =+ a 、干板阻力 阀全开前0()oc u u <：

L d u h ρ175

.009

.19=

阀全开后0()oc u u >：

g u h L V d ρρ234

.52

0?=

临界速度

s m u V

oc /71.5045

.35.105

.10825

.11825

.11==

=

ρ

有oc u u >0

故054.081.9033.726288.6045.334.5234.52

2=????=??=g u h L o v d ρρ

b 、板上充气液层阻力

0.6β=取

m h h h ow w 60.01.06.0)(1=?=+=β

m h h h d f 114.0540.060.01=+=+=

故塔板压降为

Pa gh P f L 9.118114.081.9033.726=??==?ρ

满足要求。 液沫夹带的校核：

因塔径D>900mm,应控制泛点率不超过80%。 由3/045.3m Kg v =ρ及m H T 6.0=

查《化工原理》（朱家骅编制）图11.22泛点负荷因子图：

图4.5 泛点负荷因子图

得C F =0.15，并查物性系数表得K=1

%

80%1.73%10096

.50.1578.03600045.303.7263.045

5086.28259%10078.01<=????-?

=

?-=

F

T V

L V s

KC A V F ρρρ满足上述条件，不会发生过量雾沫夹带。

2.溢流液泛校核：

为了防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足如下关系式

)(w T d h H H +<φ

πh h h h H f ow w d +++=

其中2

2

00.0280.1530.1530.0431.330.04s w L h m l h π????

=== ? ??????

m h f 14.0=

故237.0023.0114.01.0=++=Hd

取泡沫层液泛因子0.5?=

m h H w T 27354.0)4750.05.0(5.0)(=+?=+φ

)(w T d h H H +<φ

故不会发生液泛，塔板间距选择合适。 3.塔板负荷性能图：

a.漏液线（气相负荷下限线）

取05F =时由下式计算得到最小气量V S

s

m N d V V

s /1365.0)21

.505(

162039.04

)5

(

4

3220=?=

=

π

ρπ

标绘于塔板负荷性能图中得到直线1。 b.过量雾沫夹带线（气相负荷上限线） 由于塔径D>900mm ，临界泛点率为80%。 代入下式，得到Vs 与Ls 关系式

F

b L

s V

L V

s

KC A Z L V F 36.11+-=

ρρρ

其中

m

W D Z m A A A d L f T b 5.23.02.8902.4524.0295.522

=-=-==?-=-=

代入数据整理得：

s s L V 3.41.089-=

标绘于塔板负荷性能图中得到直线2。 c.液相负荷下限线

以平堰上液层高度0.006ow h m =作为液相负荷下限标准

有2

336000.0060.00284(

)s ow w L h E l ?== 代入数据s m Ls /106.133-?=

标绘于塔板负荷性能图中得到直线3。 d.液相负荷上限线

液体在降液管中最短停留时间以3s 计算，计算液相负荷的最大值

s m A H L f

T s /1048.03

24

5.06.03=?=

=

τ

标绘于塔板负荷性能图中得到直线4。 e.溢流液泛线

πh h h h H f ow w d +++= 已知堰高m h w 0547.0=

m h H H w T d 42735.0)(=+=φ

3

2

3

2325626.0)33.13600(02.100284.0)3600(00284.0s s w s ow L L l L E h =???=?=

1h h h d f +=

g u h L V d ρρ234

.52

0?=

其中0204

s

V u d N

π

=

联立解得242

002109.88

.9033.7362)4(

045.334.5234.5s s

L v d V N

d V g u h -?=????=??=π

ρρ

3

2

1632.028230.0)(s ow w L h h h +=+=β 212.3)113

.096.1(153.0)(

153.0220s s

w s L L h l L h =?==π 将上述各式代入d w ow f H h h h h π=+++联立得

23

235057888.3812

s s s L L V --=

标绘于塔板负荷性能图中得到直线5。

图

4.6 浮阀塔塔板操作性能图

由图可知，操作线位介五条曲线之间，且有一定操作弹性空间，设计合理。

4.3.6 塔机械工程设计

1.塔高的计算 实际塔板数N

由Aspen plus 提取的数据可以，实际塔盘数为18 塔顶空间高HD

塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.0~1.5m ，这里取D H =1.2m 。

塔板间距H T 由上面计算可知

=0.6m T H 。

开设人孔的板间距`T H

设有人孔的上下两塔板间距应大于等于600mm ，这里取`

800T

m H m =。 人孔数

取10块板设置一个人孔，实际塔板18块，所以开3个人孔（包括塔顶和塔底人孔数）。

进料段空间高度F H

进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一般F H 要比T H 大，取

F H =1000mm 。

塔底空间高度H B

塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有10~15min 的储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取2~5min 的储量。提取Aspen 数据塔底料液出口体积流量V=119.33s /m 3，塔径D=2.8m ，t=3min

m 97.0785.0t

2

=??=

D

V H B

综上可知塔筒体高度

17.97m )2(`=+++--+=B F T T D H H SH H S N H H

裙座高度

筒体高度大于10m ，塔径1.9m>1m ，所以采用圆柱形裙座：

4.2m 2

5.12`=?+=D

H 封头高度

封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002，知h=40mm ，H=700mm 。 接管的计算 （1）塔顶蒸汽接管

取塔顶蒸汽流速s /20m u v =提取Aspen 数据V=23103.0472m3/h ，则管径

640mm 3600

u 785.0d v 1=??=

V

圆整后选取管子规格为Φ720x10mm 实际流速 u=16.7m/s

（2）进料管 取进料管液体流速为

s

/2m u v =，液相体积流量为V=29.944m3/h ，则进料管

73mm 3600

u 785.0d 径为v 2=??=

V

圆整后管径Φ88.5x4mm

实际流速 u=V/(0.785D^2)=1.64m/s

（3）回流管径 取回流液体流速

s

/2m u v =

液相体积流量V=49.8m3/h ，则回流管径为

94mm 3600

u 785.0d v 3=??=

V

圆整后取管子规格为Φ114x5mm

（4）塔底出料管径

s /2m u 取进进料液体流v =，液相体积流量V=83.75m3/h

14mm 3600

u 785.0d 则管径v 4=??=

V

圆整后取管子规格Φ21.3x2.75mm

1.12m/s 3600

d 785.0u 实际流速2

=??=

V

（5）再沸器入口管径

s /20m u 取进进料液体流v =，液相体积流量V=119.33m3/h

45mm 3600

u 785.0d 则管径v 4=??=

V

圆整后取管子规格Φ60x4.5mm

16.2m/s

3600

d 785.0u 实际流速2=??=

V

1.63m/s 3600

d 785.0u 实际流速2

=??=

V

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

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）

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(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。

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

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔得工艺计算 2、１精馏塔得物料衡算 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、6868Km ｏｌ/h;苯３、5448 Kmol/h;甲苯10、63４3Kmo ｌ/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。 表2、1 进料与各组分条件 由《分离工程》P6５式3-23得: ? Km ｏl ／ｈ Ｗ＝F-D ＝２26、865９-13、２434＝ 213、6225Ｋｍol/h Ｋm ｏl/h K ｍo ｌ/h K ｍｏl/ｈ Kmo ｌ／ｈ 表2-2 物料衡算表 2、２精馏塔工艺计算 2、2、１操作 编号 组分 /kmol/h /% 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 编号 组分 /km ｏｌ/h 馏出液 釜液 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

条件得确定 一、塔顶温度 纯物质饱与蒸气压关联式（化工热力学 P19９): 表2-３ 物性参数 注:压力单位0、1Mp ａ,温度单位Ｋ 表２－3饱与蒸汽压关联式数据 以苯为例, . 033213.1434.098273.6()434.01()(1?+?-? -=-C S P P In 同理，可得 露点方程：,试差法求塔顶温度 表2-4 试差法结果统计 二、塔顶压力 塔顶压力 三、塔底温度 泡点方程: 试差法求塔底温度 组份 相对分子质量 临界温度 临界压力 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 苯 -6、9８273 1、33213 -2、628６３ -3、333９９ 甲苯 -7、28６07 1、3８09１ -２、８3433 -2、７91６８ 乙苯 -７、4８６45 1、454８8 -3、３7538 -2、2３0４ 8

精馏塔1

1.工艺流程与设计思路（选型） 前期的工作中我们对于整个流程进行了模拟和优化，得到了较高质量的产品物流。在这一部分中，我们将对本流程中分离的核心部分——分离精馏塔进行相关的设备设计。 所要设计的精馏塔结构如上图所示。L012为在第20块板进料，L009为在第30块板进料，L018出料为质量分数0.995的丙烯产品，L009主要为丙烷，进入循环。 通过前期的比选，考虑到泡罩塔的塔板结构复杂，造价高，产生的压降大；常用的筛板塔操作弹性小，筛孔小易堵塞，不适合处理易结焦、黏度大的物料；而浮阀塔生产能力大，比泡罩塔高20~40%，与筛板塔相近，操作弹性大，比泡罩塔和筛板塔的操作范围都要宽，塔板效率高，比泡罩塔高10%，持液量相对较大，因而是最佳的反应精馏塔塔板选型。 以下的设计中，我们首先将对设计将要采用的物性数据进行求解，其次对精馏塔进行设备设计，继而进行相关的附件设计并在最后简单概述精馏塔的自动控制系统组成。 2. 精馏塔的工艺条件、物性数据的计算与物流模拟计算结果 2.1 精馏塔的工艺条件 反应精馏塔的工艺条件主要参考了相关文献，主要的工艺条件包括塔顶温度、进料板温度、塔底温度及塔顶压力、塔釜压力和塔板压降。经过软件模拟与前期对于回流比及其他操作条件的优化，得到了结果如下所示。 精馏塔不同位置温度 塔顶上部进料板下部进料板塔底 因而可以认为精馏段平均温度为 反应段的平均温度 提馏段的平均温度 精馏塔不同位置的压强 我们设定全塔压力

2.2物性数据计算 丙烷的摩尔分子质量 丙烯的摩尔分子质量 我们采用线性加和的方法计算混合物的平均摩尔分子质量即 以下求算各物流的密度 对气相物流，根据理想气体状态方程求得其密度即 此处并不求得其具体数值，在接下来的计算气相负荷时会进一步简化。 对液相物流，由 通过计算294K（精馏段平均温度）下，气相丙烷的密度为18.92kg/m3，丙烯的密度为18.06 kg/m3，通过查手册液相丙烷的密度为500kg/m3，丙烯的密度为517 kg/m3 可知对塔顶物流，液相的平均密度为 在299K（提馏段的平均温度）下，且塔底产出几乎纯的丙烷，故物流的密度查手册可知 为 2.3反应精馏塔的工艺计算结果 Aspen计算结果如下

精馏塔课程设计

精馏塔课程设计

安徽科技学院食品药品学院 乙醇—水板式精馏塔设计 班级：食品科学与工程101 姓名：蒋大强 学号：2301100112 指导教师：杜传来张继武 时间：2012年1月6日

分离要求：塔底含量不超过0.1％,塔顶含量高于98％. 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，q 取1.2，R=1.1 Rmin 。 ：水和乙醇的物理性质 （2）常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表3—2 表3—2 乙醇—水系统t —x —y 数据 1.2乙醇和水的不同温度下的密度。 表1—1 不同温度下乙醇和水的密度 温度/℃ 乙ρ 水ρ 温度/℃ 乙ρ 水ρ

80 85 90 735 730 724 971.8 968.6 965.3 85 100 720 716 961.85 958.4 1.3乙醇和水的不同温度下的表面张力。 表1—2 乙醇和水不同温度下的表面张力 温度/℃ 70 80 90 100 乙醇表面张力22/10 m N - 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力/2 2/10m N - 64.3 62.6 60.7 58.8 1.4乙醇和水的不同温度下的黏度。 表1—3 乙醇和水不同温度下的黏度 温度/℃ 70 80 90 100 乙醇黏度mpa.s 0.48 0.415 0.351 0.305 水的黏度mpa.s 0.400 0.330 0.318 0.284 1.5乙醇—水气、液平衡组成与温度关系 表1—1 乙醇—水气、液平衡组成与温度关系 沸点t/C ? 乙醇分子/% （液相） 乙醇分子/% （气相） 沸点t/C ? 乙醇分子/% （液相） 乙醇分子/% （气相） 100 99.9 99.8 99.7 99.5 99.2 99 98.75 97.64 95.8 95.5 91.3 0 0.004 0.04 0.05 0.12 0.23 0.31 0.39 0.79 1.61 1.90 4.16 0 0.053 0.51 0.77 1.57 2.90 3.725 45 8.76 16.34 17.00 29.92 82 81.5 81.3 80.7 80.6 80.1 79.85 79.8 79.7 79.5 79.3 79.2 27.3 32.73 33.24 39.65 42.09 48.92 52.68 50.79 51.98 61.02 57.32 65.64 56.44 59.26 58.78 61.22 62.22 64.70 66.28 65.64 65.99 70.29 68.41 72.71

乙醇水精馏塔设计计算书

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。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的，塔内装有若干层塔板或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。 本次设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试

精馏塔塔设计及相关计算

---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 精馏塔塔设计及相关计算 2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/1 1/ 27

目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3) 二．操作条件 (3) 三．塔板类型 (3) 四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。 一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6) 板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计

板式精馏塔设计方案

板式精馏塔设计方案

目录 1.设计任务.......................................... 错误!未定义书签。 2.工艺流程图........................................ 错误!未定义书签。 3.设计方案.......................................... 错误!未定义书签。实验方案的说明...................................... 错误!未定义书签。 4、板式塔的工艺计算................................. 错误!未定义书签。 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算......................... 错误!未定义书签。 6、辅助设备的计算与选型............................. 错误!未定义书签。 7、经济横算......................................... 错误!未定义书签。8心得体会.......................................... 错误!未定义书签。

符号说明： 英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 Af---- 降液管的截面积, m2 Ao---- 筛孔区面积, m2 A T ----塔的截面积 m2△P P ----气体通过每层筛板的压 降 C----负荷因子无因次t----筛孔的中心距 C 20 ----表面张力为20mN/m的负荷因子 do----筛孔直径u’ o ----液体通过降液管底隙的速度 D----塔径 m Wc----边缘无效区宽度 e v ----液沫夹带量 kg液/kg气Wd----弓形降液管的宽度 E T ----总板效率Ws----破沫区宽度 R----回流比 Rmin----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/s2Z----板式塔的有效高度 Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/2) hl----进口堰与降液管间的水平距离 m θ----液体在降液管内停留时间 h c ----与干板压降相当的液柱高度 mυ----粘度 hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m ρ----密度 hf----塔板上鼓层高度 m σ----表面张力 h L ----板上清液层高度 mΨ----液体密度校正系数 h 1 ----与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标 ho----降液管的义底隙高度 m max----最大的 h ow ----堰上液层高度 m min----最小的 h W ----出口堰高度 m L----液相的 h’ W ----进口堰高度 m V----气相的 h σ ----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H----板式塔高度 m H B ----塔底空间高度 m Hd----降液管内清液层高度 m H D ----塔顶空间高度 m H F ----进料板处塔板间距 m H P ----人孔处塔板间距 m H T ----塔板间距 m H 1 ----封头高度 m H 2 ----裙座高度 m K----稳定系数

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。 编号 组分 f i /kmol/h f i /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.634 3 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100 0.005 LK ，W 表2.1 进料和各组分条件 X HK ，D O.。 1 X| 《分离工程》P65式3-23得: LK Z X LK ,W F ------------- 1 X HK ,D X LK ,W （式 2. 1） 226.8659。心 5625 ^ 046875 。曲 13.2434Kmol/h 1 0.01 0.005 W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h W x2, W 213.6225 0.005 1.0681 Kmol/h

精选文库 d 2 f 2 2 10.6343 1.0681 9.5662 Kmol/h d 3 D X 3, D 132434 0.01 0.132434 Kmol/h 编号 组分 f i /kmol/h 馏出液d i 釜液i 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 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): ln(P S /F C ) (1 x) 1 (Ax Bx 15 Cx 3 Dx 6) x 1 T/T C 表2-3 物性参数 组份 相对分子质量 临界温度T c 临界压力F C 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 注：压力单位 0.1Mpa ,温度单位 K 名称 A B C D 212.6868 0.132434 212.5544Kmol/h 3 表2-2物料衡算表 f 3 d 3