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

气相流液相流气相密度液相密度混合液表面7.85 0.033

3.045

726.033

0.007

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

精馏塔的计算

本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率： 进料： 794.0074.4323 9072 .5x F == 塔顶： D x = 塔底： w x = 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=），及以下操作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度：℃； 塔底温度：℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T = 基础数据整理 （1）精馏段： 图5-1 精馏段物流图 平均温度： ()01.17122502.1172 1 =+℃

平均压力：()=?? ? ????+? ?-?333100.107519.75100.10100.30213103.015?pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下： 标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=?Nm 3/h 操作状况下的体积： V 1=6 36 10101.01003.1510101.027301.1712732512.779?+???+? = Nm 3/h 气体负荷： V n =3064.03600 1103.2112 = m 3/s 气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240 = kg/m 3 液体负荷： L n =9470.036003409.2240 = m 3/s ℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3 （2）提馏段： 图5-2 提馏段物料图 平均温度： ()01.23122502.2372 1 =+℃ 入料压力：()Pa k 9.1475 19 751030=-?-

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 ≤； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 A M =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol F x =18.002 .1864.007.4636.007 .4636.0=+= D x =64.002.1818.007.4682.007 .4682.0=+= W x =024.002 .1894.007.4606.007 .4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =×+×=23.07kg/kmol D M =×+×=35.97kg/kmol W M =×+×=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.231000 2000=???kmol/h 总物料衡算 =W D + 水物料衡算 ×=+W

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）

分离乙醇水精馏塔设计含经典工艺流程图和塔设备图

分离乙醇-水的精馏塔设计设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期：

化工原理课程设计任务书 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、设计内容：

1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔板的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算； 9）对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、设计图纸要求； 1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。

一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为 水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740 原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率90％ 平均摩尔质量 MF = 由于生产能力50000吨／年，. 则 qn，F 所以，qn，D 2）塔板数的确定：

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

精馏塔的计算

1 平均温度：—117.02 2 本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用 F1浮阀塔，进料为两组分进 料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为 顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分, 进料: 所以根据第3章物料衡算得摩尔份率: 5.9072 XF --------- 0.0794 74.4323 X D = X w = 塔顶： 塔底： 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比 R=2 (R=)，及以下操 作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度： 塔底温度： 进料温度： 塔板效率： C ； C ； 225 r ； E T = 基础数据整理 (1 )精馏段: 图5-1精馏段物流图 225 171.01 r

1 3 3 75 19 3 3 平均压力：2 30.0 10 10. 10 右 10.0 10 15. 03 10 pa E 时 苯酐的密度为1455kg/m 3 (2)提馏段: 平均温度：1 237.02 225 231.01 E 2 入料压力：30 10 互」9 14.9k Pa 75 物料 质量流量 kg/h 分子量kg/kmol 摩尔流量kmol/h 内回流 98 V o =34.788O 22.4 779.2512Nm 3 /h 标准状况下的体积: 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下: 表5-1 精馏段物料流率 操作状况下的体积: V 1=779.2512 273 171.01 273 0.101 106 15.03 103 0.101 106 气体负荷: 气体密度: 液体负荷: =Nm 3/h 1103.2112 Cd 3 Vn = 0.3064 m 3 /s 3600 3409.2240 c cccc . , 3 n 3.0903 kg/m 3 1103.2112 3409.2240 3 Ln= ----------- 0.9470 m 3 /s

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………………………………………………………………………………………………………………………

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日

课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）

2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）

分离乙醇水精馏塔设计(含经典实用工艺流程图和塔设备图).doc

分离乙醇-水的精馏塔设计 设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期：

化工原理课程设计任务书 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件 （1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、设计内容： 1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔板的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算； 9）对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、设计图纸要求； 1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 一、设计题目：乙醇---水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分 数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔 顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％ 的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶 压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽 压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740

板式精馏塔设计方案

板式精馏塔设计方案 一、设计方案确定 1.1 精馏流程 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，乙醇、水混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇-水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。 1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

精馏塔的计算

精馏塔的计算

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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 塔型项目填料塔板式塔

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。

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 ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯 总计 100

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 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

板式精馏塔设计流程

筛板塔设计 【设计步骤】 (一)确定设计方案和操作流程； (二)进行工艺设计； (三)塔板设计（塔板主要工艺尺寸、流体力学校核、塔的操作性能图）； (四)板式塔结构设计（塔高）； (五)管路和附属设备的计算与选型； (六)图纸绘制； (七)编制设计说明书。 【设计说明书内容】 (一)说明书目录； (二)设计任务书（设计题目、设计任务、设计条件、设计内容和要求）； (三)设计方案简介（流程的设计及说明）； (四)工艺计算； (五)塔板设计（塔板主要工艺尺寸、流体力学校核、塔的操作性能图）； (六)板式塔结构设计（塔高）； (七)精馏塔辅助设备的计算和选型； (八)设计结果汇总； (九)结束语（设计评述）； (十)参考文献。 【设计计算】（工艺计算、塔板设计） （一）设计方案的确定 1.二元混合物的分离，采用连续精馏流程。 2.采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内（q=1）。 3.塔顶上升蒸气全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内。 4.操作压力：4kPa（塔顶表压）。 5.单板压降：≤0.7 kPa。 6.全塔效率：E T =55%。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数（x F 、x D 、x W ）。 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量（M F 、M D 、M W ）。 3.物料衡算（F、D、W）。 （三）塔板数的确定 1.理论板层数N T 的求取。 （1）图解法（x-y图、两操作线） （2）逐板计算法（相平衡、两操作线） （3）简捷计算法（吉利兰关联图） 2.实际板层数的求取（理论板层数/塔效率） (四)精馏塔、提馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.操作压力的计算 （1）精馏段平均压力 （2）提馏段平均压力 2.操作温度的计算

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：

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

分离乙醇水精馏塔设计(含经典实用工艺流程图和塔设备图)

分离乙醇- 水的精馏塔设 计 设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期： 化工原理课程设计任务书 一、设计题目：乙醇--- 水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件

（1）进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330 天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降kPa 。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、设计内容： 1、设计说明书的内容 1）精馏塔的物料衡算； 2）塔板数的确定； 3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5）塔板主要工艺尺寸的计算； 6）塔板的流体力学验算； 7）塔板负荷性能图； 8）精馏塔接管尺寸计算；

9）对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、设计图纸要求； 1）绘制生产工艺流程图（A2 号图纸）； 2）绘制精馏塔设计条件图（A2 号图纸）； 五、设计基础数据： 1. 常压下乙醇--- 水体系的t-x-y 数据； 2. 乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 一、设计题目：乙醇--- 水连续精馏塔的设计 二、设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数， 下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发 组分回收率为99％，生产能力为50000吨/ 年90％的乙醇产 品；每年按330天计，每天24 小时连续运行。塔顶压强4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽 （或自选）单板压降≤0.7kPa 。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成xF ＝＝0.1740 原料乙醇组成xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率90％ 平均摩尔质量MF = 由于生产能力50000 吨／年，.

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