精馏塔的设计计算(2013)
精馏塔详细设计
二.精馏段的设计1).塔径的设计进料口：164.5t C =︒ 0.942320.0581832.026D M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31/750m kg A =ρ 表面张力：m N A /0185.01=σ 液态水密度：31/985m kg B =ρ 表面张力：m N B /064.01=σ甲醇质量分数：10.94A a = 水的质量分数：10.024B a =∴()3110032.062 1.143/8.31427264.5D V PM kg m RTρ⨯===⨯+31111782.657/750985L A B kg ma a ρ==+塔顶：287.7t C =︒ 320.995180.00532.65F M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：32730/A kg m ρ= 表面张力：20.016/A N m σ= 液态水密度：32/980m kg B =ρ 表面张力：20.061/B N m σ=甲醇质量分数：20.963A a = 水的质量分数：20.0002B a =∴()3210032.65 1.164/8.31427287.7FV PM kg mRTρ⨯===⨯+32221757.931/730980L A B kg m a a ρ==+3121.143 1.1641.153/22V V V kg mρρρ++===312782.657757.931770.294/22L L L kg mρρρ++===32.06232.6532.356/22DFMM M kg km ol++===VDS VMV ρ==353.3832.0620.416/1.1533600m s⨯=⨯LDS LML ρ==3319.1632.062 1.4210/770.2943600m s-⨯=⨯⨯0.01850.9420.0630.0580.061/N m σ=⨯+⨯=气液流动参数：0.50.50.0002779.2940.0140.461 1.153S L S V L V ρρ⎡⎤⎡⎤=⨯=⎢⎥⎢⎥⎣⎦⎣⎦塔板上液层高度：m h L 08.0= 塔板间距：300T H m m = 0.22T L H h m -= 查史密斯关联图得：200.045C = 泛点气速：0.50.20.20.5200.061770.294 1.1530.045 1.454/0.020.02 1.153L V f Vu C m sρρσρ⎛⎫--⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭流通截面上气速： '0.81.4541.018/u m s=⨯= 流通方式选单流型，取7.0/=D l W ，流通截面积为：'2'0.4160.4091.454S V A mu===查弓型降液管参数图得：0.08f TA A = 即22'0.409120.0810.487f T TTTA A A mA A A =-⇒⨯=-⇒=塔径：0.787D m === 圆整0.8m2）溢流装置的设计堰长：/0.70.70.80.56W W l D l m =⇒=⨯=堰高：取m h L 08.0=，堰上液层高度：32100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S owl L E h ，查得0.1=E则22332.840.00020.00284 1.00.00410000.56S owW L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴ 堰高 0.080.0040.076W L ow h h h m =-=-=由7.0/=D l W 查弓型降液管参数图得：15.0/=D W d /0.08f T A A = ∴降液管面积：20.080.4870.039f A m =⨯= 降液管宽度：0.150.80.12d W m =⨯=校核液体在降液管中停留的时间： 0.0390.352.2340.0002f T SA H s L τ⨯===＞s53）浮阀数N取030h m m =，采用凹形受液盘，深度为60mm,采用(),681181-TB F 型浮阀 孔径9,039.000==F m d ，则阀孔气速：08.381/3u m s== 22000.41641.5770.7850.7850.0398.381SV N d u ===⨯⨯⨯个圆整42个采用等腰三角形叉排，取边缘区宽度m W W m W S S C 1.0,05.0'===取安定区宽度 鼓泡区面积：⎪⎭⎫⎝⎛+-+⎪⎭⎫ ⎝⎛'+'-'=--)(sin 180)(sin18012221222r x r x r x r x r x r x A a ππ其中：所以：0.11a A m =取 ：mm t 75'= '0.11t 0.0350.07542a A m N t===⨯则 综合考虑取t 的实际值为： 65t m m =按mm t 75'=和65t m m =以及等腰三角形叉排流程图，得43N =个()()'0.80.120.10.18220.80.050.3522d s c D x x W W mD r W m==-+=-+==-=-=020.4168.381/0.7850.7850.001543SV u m sd N ===⨯⨯08.99F u === 在适宜范围内. 开孔率:在适宜范围内.三.提馏段的设计1).塔径的设计塔底：165t C =︒ 0.169320.8311819.51W M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31750/A kg m ρ= 表面张力：10.019/A N m σ= 液态水密度：31982/B kg m ρ= 表面张力：10.065/B N m σ=甲醇质量分数：10.166A a = 水的质量分数：10.828B a =∴()3110019.510.695/8.31427265DV PM kg mRTρ⨯===⨯+31111939.399/750982L A B kg m a a ρ==+进料口：164.5t C =︒ 0.942320.0581832.026D M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31/750m kg A =ρ 表面张力：m N A /0185.01=σ 液态水密度：31/985m kg B =ρ 表面张力：m N B /064.01=σ甲醇质量分数：10.94A a = 水的质量分数：10.024B a =∴()3110032.062 1.143/8.31427264.5D V PM kg m RTρ⨯===⨯+2200.039100%43100%10.2%14%0.8d N D φ⎛⎫⎛⎫=⨯=⨯⨯=< ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭31111782.657/750985L A B kg ma a ρ==+3120.695 1.1430.919/22V V V kg m ρρρ++===312939.399782.657861.028/22L L L kg m ρρρ++===32.02619.5132.356/22W FM MM kg km ol ++===()'310.07335.8732.3560.4160.442/0.9193600S S Vq FMV V m sρ-⨯⨯=+=+=⨯'31.07335.8732.3560.00020.0006/861.0283600S S LqFML L m s ρ⨯⨯=+=+=⨯0.0190.1690.0650.8310.057/N m σ=⨯+⨯=气液流动参数：0.50.50.0006861.0280.0430.4420.919S L V S L V ρρ'⎡⎤⎡⎤=⨯=⎢⎥⎢⎥'⎣⎦⎣⎦塔板上液层高度：m h L 08.0= 塔板间距：300T H m m =0.24T L H h m-= 查史密斯关联图得：200.047C = 泛点气速：0.50.20.20.5200.057861.0280.9190.047 1.774/0.020.020.919L V f V u C m sρρσρ⎛⎫--⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭流通截面上气速： '0.71.7741.242/u m s =⨯= 流通方式选单流型，取7.0/=D l W ，流通截面积为：'2'0.4420.3561.242S V A mu'===查弓型降液管参数图得：0.08f TA A = 即22'0.356120.0810.423f T TTTA A A mA A A =-⇒⨯=-⇒=塔径：0.734D m === 圆整0.8m堰长：/0.70.70.80.56W W l D l m =⇒=⨯=堰高：取m h L 08.0=，堰上液层高度：232.841000SowWL h E l ⎛⎫'= ⎪ ⎪⎝⎭，查得0.1=E 则22332.840.00060.00284 1.00.00710000.919S ow W L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴ 堰高 0.080.0070.073W L ow h h h m =-=-=由7.0/=D l W 查弓型降液管参数图得：15.0/=D W d /0.08f T A A = ∴降液管面积：20.080.4230.033f A m =⨯= 降液管宽度：0.150.80.12d W m =⨯=校核液体在降液管中停留的时间： 0.0330.5516.240.0006f T S A H s L τ⨯==='＞s 53）浮阀数N取030h m m =，采用凹形受液盘，深度为60mm,采用(),681181-TB F 型浮阀 孔径9,039.000==F m d ，则阀孔气速：09.388/9u m s == 22000.44239.4010.7850.7850.0399.388S V N d u '===⨯⨯⨯个 圆整40个采用等腰三角形叉排，取边缘区宽度m W W m W S S C 1.0,05.0'===取安定区宽度鼓泡区面积：⎪⎭⎫⎝⎛+-+⎪⎭⎫ ⎝⎛'+'-'=--)(sin 180)(sin18012221222r x r x r x r x r x r x A a ππ所以 0.11a A m m = 取 ：mm t 75'= '0.11t 0.037400.075a A m N t===⨯则 综合考虑取t 的实际值为： 65t m m =按mm t 75'=和mm t 100=以及等腰三角形叉排流程图，得43N =个 020.4419.388/0.7850.7850.001543S V u m sd N '===⨯⨯08.99F u === 在适宜范围内.开孔率:在适宜范围内.四.入孔位置与塔高五．浮阀塔板的流体力学校核1．精馏段1）雾沫夹带量的校核2104.2221.02456.2226.127.028.12mA A A m W D Z f T b d L =⨯-=-==⨯-=-=泛点率:2200.039100%43100%10.2%14%0.8d N D φ⎛⎫⎛⎫=⨯=⨯⨯=< ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭%10036.1⨯+-=bFL S VL V sl A KCZ L V F ρρρ()()'0.80.120.10.18220.80.050.3522d s c D x x W W mD r W m ==-+=-+==-=-=()()mW D r W W D x x c s d 85.005.028.1253.01.027.028.12'=-=-==+-=+-==%80%76.36014.211.0126.11042.136.197.0284.80197.0223.235.0<=⨯⨯⨯⨯⨯+⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-其中：0.1=K 查图得：11.0=F C即雾沫夹带量气体液体kg kg e V /1.0<，不会发生过量液沫夹带. 2)液泛的校核()()m h H w T 312.0073.055.05.0=+⨯=+ϕ∵sm u s m u V oc /317.8/68.1097.05.105.100825.11825.11=>===ρ∴液柱m u h Ld 036.0284.801317.89.199.19175.0175.00=⨯==ρ()()028.004.026.11042.1153.0153.004.0007.0073.05.02321=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==+⨯=+=-hl L h m h h h w Sow w πβ=d H ππh h h h h h h h h d ow w f ow w ++++=+++1()w T h H +<=++++=ϕ128.0028.004.0036.0007.0073.0所以不会发生液泛，选择合适.3)绘制塔板负荷性能图○1液体负荷上限线（线１） 按液体在降液管中最短时间为3秒计算,液相负荷最大值为： s m A H L fT S /105.403221.055.033-⨯=⨯==τ○2液相负荷下限线（线２） 以平堰上高度006.0=ow h 作为液相负荷下限标准s m L l L E S w S /10388.400284.0006.03432-⨯=⇒⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= ○3气相负荷下限线（线３） 取50=F s m N d V VS /333.197.042270015.014.3545320=⨯⨯⨯⨯=⋅=ρπ○4过量液膜夹带线（线４） %809.0=>l F m D 取泛点率SS S S L V L V 57286.5014.211.0126.136.197.0284.80197.08.05.0-=⨯⨯⨯⨯+⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=○5液泛线（线５） ()()()22667.0667.0175.0175.0175.0667.0322.61153.0001.0037.0002.0073.05.05.0031.02270015.0785.0284.80119.19002.000284.0073.0S w SSS ow w L l SSd S w S oww L hl L h L L h h h h V V h L l L E h mh =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=+=+⨯=+===⨯⨯⨯⨯==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==πβ=d H ππh h h h h h h h h d ow w f ow w ++++=+++1 =312.0073.0+667.0002.0SL +175.0031.0SV +667.0001.0037.0SL ++22.61S L2667.0175.0194.1974097.0516.6S SSL L V --=作出负荷性能图如下：%10036.1⨯+-=bF LS V L Vs l A KC Z L V F ρρρ由图可知：塔的设计点位于图左下方，塔的操作负荷上受雾沫夹带控制，下受漏液控制。
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 TTH 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uV D Sπ4=（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/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL 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 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl 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。
hTf 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 。
精馏塔优化设计计算
一．精馏塔优化设计计算【设计要求】375.71吨/溶度35wt%,产品溶度84(wt%),易挥发组分回收率0.98，1476小时。
进料热状况自选回流比自选单板压降≤0.7 kPa塔底温度100104℃本设计任务为分离二甲基亚砜-升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔物系属易分离物系，，2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，1二甲基亚砜摩尔质量MA=78.13kg/kmol水的摩尔质量MB=18 kg/kmolX F==0.7X D==0.96M F=0.3×78.13+0.7×18=36.04 kg/kmolM D=0.96×78.13+0.04×18=75.72 kg/kmol3.物料衡算原料处理量F==7.06水回收率衡算；=0.98 D=5.04总物料衡算7.06=D+W水物料衡算7.06×0.3=0.04D+WX W联立解得D=5.04kmol/h W=2.02kmol/h X w=0.05气液平衡数据6KPa下二甲基亚砜-水溶液平衡与温度的关系根据上表，利用内插法求进料，塔顶，塔底温度，由=得；塔顶；=T D=40.8°C+塔釜；=T W=96.7°C进料；=T F=48.1°C原料液，溜出液与釜残液的含量与温度相对挥发度的计算根据上表，利用内插法急速那精馏段和提馏段对应的气液相摩尔分率，得；精馏段；t1==44.45°C==X=0.75 y=0.98提馏段；t2==72.4°C==X=0.3 y=0.85将X1 Y1 X2 Y2分别带入气液平衡方程，得a1=16.3 a2=13.2a=(a1a2)0.5=14.67最小回流比及操作回流比的确定由泡点进料，可得X q=XF=0.7；Y q==o.97R min===-0.03一般回流比取最小回流比的2倍即R=2R min=0.1×2=0.2。
精馏塔的设计计算方法
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。
精馏塔的设计
第一章生产工艺流程的确定本设计的任务为分离正庚烷和正辛烷混合物的精馏塔设计。
对于此二元混合物的分离，采用常压下的连续精馏操作装置。
本设计采用饱和蒸汽进料，将原料以饱和蒸汽状态送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液体在泡点下一部分经回流装置回流至塔内，其余的部分经产品冷凝冷却器冷凝冷却后送人储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比为最小回流比的2倍。
本设计带控制点的生产工艺流程图见附图-1。
第二章精馏塔2.1 精馏塔的物料衡算通过查阅资料知，一个大气压下，正庚烷的沸点为98.4℃，正辛烷的沸点125.6℃，所以混合液中，正庚烷是易挥发成分。
2.1.1已知条件:混合液的流量：F=12t/h正庚烷的含量：x F=0.42正庚烷的回收率：φ=0.98釜残夜中正庚烷的含量：x w =0.032.1.2物料衡算过程：混合液的平均相对分子质量：M F=0.42*100+0.58*114=108.12Kg/kmol混合液的流量：F=12*1000/108.12=110.99Kmol/h总物料衡算：110.99=D+W110.99*0.42=D* x D +W* x w0.98=D* x D /F*x F计算结果：D=79.77 W=31.22 x D=0.5732.2 塔板数的确定2.2.1塔板理论数N T的求取正庚烷—正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论板层数。
（1）由资料查得正庚烷—正辛烷在101.3KPa的气液平衡数据如下:温度（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0y: 1.0 0.810 0.673 0.491 0.280 0.0绘出x-y图，见附图2。
（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
在附图2中对角线上，自点e（0.42,0.42）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标y q = 0.42 x q=0.26最小回流比为R min= (x D- y q )/ (y q - x q)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96取操作回流比为R=2 R min=2*0.96=1.92（3）求精馏塔的气液负荷线L=RD=1.96*79.77=156.35V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93L=L=156.35V=V-F=232.93-110.99=122.0(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为y=L x /V + D x D /V =0.658x+0.196提馏段操作线方程为y=L x /V -W x W /V =1.282x-0.008(5)图解法取理论板层数采用图解法取理论板层数，如附图2所示。
精馏塔的设计计算 课件
化工原理
2012年12月25日8时51分
3.2.6.1 逐板计算法
6
计算过程： 第一层塔板上升的蒸 气（组成为y1 ），经 全凝器全部冷凝为饱 和温度下的液体，因 此蒸气与馏出液、回 流液的组成相同，即 y1=xD。
化工原理
2012年12月25日8时51分
3.2.6.1 逐板计算法
7
计算过程： 根据理论塔板的概念， 自第一层板下降的液 体组成x1与y1互成平 衡，则由平衡方程可 知：
化工原理
x1 x2 x3
xn xF
xn 1
xm xW
2012年12月25日8时51分
3.2.6.2 图解法（McCabe-Thiele法）
11
用图解法求理论板数与逐板计算法原理相同，只是用
图线代替方程，以图线的形式求取理论塔板数。 图解法的基本步骤 梯级的含义
化工原理
2012年12月25日8时51分
1.5 x 0.033
（5）由上而下逐板计算所需要的理论塔板数
y1 xD 0.9
x1 y1 0.9 0.79 1 y1 2.47 2.47 1 0.9
y2 0.67 x1 0.3 0.67 0.79 0.3 0.82
3.2.6 精馏设计计算
1
田文德 青岛科技大学化工原理教研室 TEL: 84022026 Email: tianwd@
化工原理
2012年12月25日8时51分
本节主要内容
2
精馏设计计算类型 逐板计算法 图解法 Aspen DISTIL软件介绍
化工原理
2012年12月25日8时51分
精馏计算的两种类型
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。
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 TTH 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uV D Sπ4=（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/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL 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 O W 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 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl 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。
hTf 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 。
精馏塔的计算.doc
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。
5.1 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： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002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=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃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=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= 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/s171.01℃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：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐 5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
精馏塔设计
最小回流比Rmin
随着回流比R的减小，则精馏过 程的能耗下降，塔径D也回随之 减小。但因R减小，使操作线交 点向平衡移动，导致过程传质推 动力减小，使得完成相同的分离 要求所需理论板数N随之增加， 使塔增高。 当回流比继续减小，使两操作线 交点落在平衡曲线上，如图中E 点所示。此时完成规定分离要求 所需理论板数为∞。此工况下的 回流比为该设计条件下的最小回 流比Rmin。
当回流比增大时精馏段操作线斜率R/(R+1)增大，则精馏段操作线远离平
衡线。使得精馏塔内各板传质推动力
及
增大，使各板分离能力
提高。 （绿线）
为此，完成相同分离要求，所需理论板数将会减少，由13块减为10块理论 板。然而由于R的增加导致塔内气、液两相流量增加，从而引起再沸器热 流提高。从而使精馏
V=(R+1)D
进料线方程
在进料板上，同时满足精馏段和提馏段的物料衡算，故两操作 线的交点落在进料板上。当q为定值，改变塔操作为回流比时， 两操作线交点轨迹即q线。联立两操作线方程式 和 解得交点q 的坐标为
x 联立以上两式消去 D 得q线方程
xf
当塔顶蒸气全部被冷凝时，则
有：
由于冷凝器全凝，无分离能力， 不计为理论板，则以塔顶计第 一块理论板。因 由工艺所 规定，故 为已知。
成
时结束。此时梯级数N
（含再沸器）为所求的理论塔板数N，
跨过两操作线交点的板为最佳进料
板
。
进料位置的选择 在适宜位置进料，完成规定分离要求所需塔板数会减少。对给定理论板时，
精馏塔的规格如何计算公式
精馏塔的规格如何计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通常用于石油化工、化学工业和精细化工等领域。
其主要原理是利用液体混合物中不同成分的沸点差异，通过加热和冷却来使不同成分分离。
精馏塔的规格设计是非常重要的，它直接影响着设备的性能和效率。
在设计精馏塔的规格时，需要考虑到多种因素，包括所需分离效果、流体性质、操作压力和温度等。
精馏塔的规格计算是一个复杂的过程，需要考虑到多种因素。
其中最重要的因素之一是塔板间距。
塔板间距是指在精馏塔内部设置的板块之间的垂直距离。
塔板间距的大小直接影响着塔内的液体和气体流动情况，从而影响着分离效果。
一般来说，塔板间距越小，分离效果越好，但也会增加设备的成本和能耗。
因此，在设计精馏塔的规格时，需要综合考虑分离效果和成本因素，选择合适的塔板间距。
精馏塔的规格计算还需要考虑到气液流体的性质。
在精馏塔内部，气体和液体会进行频繁的传质和传热过程，因此需要考虑到流体的密度、粘度、热导率等性质。
这些性质会直接影响着塔内的流动情况和传热效果，从而影响着分离效果和能耗。
在设计精馏塔的规格时，需要根据实际情况选择合适的流体性质参数，进行流体力学和传热传质计算，确定合理的塔板间距和塔板数量。
除了塔板间距和流体性质，精馏塔的规格计算还需要考虑到操作压力和温度等因素。
在设计精馏塔的规格时，需要根据所处理的液体混合物的成分和性质，确定合理的操作压力和温度范围。
这些参数会直接影响着塔内的气液相平衡和传热传质过程，从而影响着分离效果和能耗。
在确定精馏塔的规格时，需要根据实际情况选择合适的操作压力和温度范围，确保设备能够稳定运行并达到预期的分离效果。
在实际工程中，精馏塔的规格计算是一个复杂的过程，需要综合考虑多种因素。
通常情况下，需要进行流体力学和传热传质计算，确定合理的塔板间距和塔板数量；根据所处理的液体混合物的成分和性质，确定合理的操作压力和温度范围；并综合考虑成本和能耗等因素，选择合适的设备规格。
精馏塔设计计算
名称流量（kg/hr）密度（kg/m3）体积流量（m3/s）设计流速管径(mm)管径进料管2361.1111883.03810.000742736 1.525.11520816釜液输送管1231.1250.0053258.1016022塔顶冷凝液总管0.0045253.53729577回流液管0.0041251.10249474塔顶蒸汽管 1.520914372.0073184塔顶产品输送管1129.99516857.89860.00036588 1.517.62741397塔顶产品输送管1231.111368913.97190.0003741641.517.82586202液体流量实际扬程扬程流量功率型号进料泵 2.6738496334052.57.5 5.5IS50-32-250回流泵16.24850257.5IS65-40-200塔底产品泵 1.3469903922134.37.53IS50-32-160再沸器液体输送泵18.52512354550257.5IS65-40-200电费10152010.152定性温度32.5温度3040比热（KJ/kg*K）4.1744.174塔顶温度182.7苯酚间甲酚混合气体气体流量（R+1）*D （kmol/hr）气体流量（mol/s）汽化潜热（kJ/mol）45.5715548.907545.72833965147.969941.10275摩尔分数0.9530.047壳重封头管重总重（t）费用设备费用0.0985960.03943840.4123284720.550362872 1.816197478冷凝水费用93374.620969.337462096定性温度207.7苯酚间甲酚混合液体液体流量L （提馏段）-W （Kmol/Hr）液体流量（mol/s）汽化潜热（kJ/mol）43.6724547.001746.89183475147.969941.10275摩尔分数0.0330.967壳重封头管重总重（t）费用设备费用 1.0352580.1207801 2.90333824.059376318.26719335蒸汽费用6720174.43672.017443冷凝器再沸器塔设备估算壳重封头10.3513塔底产品储罐液体流量（kmol/Hr）摩尔质量（kg/kmol）液体密度（kg/m3）充填系数停留时间hr10.5209107.4048857.89860.772原料储罐液体流量（kmol/Hr）摩尔质量（kg/kmol）液体密度（kg/m3）充填系数停留时间hr12.9313100.4235883.0380.70.5塔顶产品储罐液体流量（kmol/Hr）摩尔质量（kg/kmol）液体密度（kg/m3）充填系数停留时间hr12.990694.7694913.97190.772回流罐液体流量（kmol/Hr）摩尔质量（kg/kmol）液体密度（kg/m3）充填系数停留时间hr147.969994.7694913.97190.70.166666667 2储罐的的计算冷凝器热负荷（kJ/s）冷却水比热（KJ/kg*K）冷却水用量（Kg/s）冷却水进口温度冷却水出口温度Tm1879.560513 4.17418.012079662045149.8525974再沸器热负荷（kJ/s）汽化热（KJ/kg）蒸汽用量（Kg/s）蒸汽温度传热系数（W/(m2/k)）Tm1927.3833611858.5 1.037063955220100012.3体积m3直径135.4799666 6.373317599体积m31.050437245体积m3直径138.5475832 6.421061835体积m33.653081634传热系数（W/（K*m2））换热面积（m2）换热管直径长度m管心距mm公称直径mm管束60020.9045482719325400164换热面积M2换热管直径长度m管心距mm 公称直径mm管束156.697834219625700518。
精馏塔的设计（毕业设计）
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。
化工原理课程设计 (2)(2013)
6、塔板负荷性能图；
7、辅助设备计算与选型（泵、再沸器及冷 凝器） 8、筛板塔的工艺设计计算结果总表 ； 9、筛板塔接管尺寸一览表 10、设计讨论 11、参考文献 12、附属图纸（理论板图解图、塔板负荷 性能图、塔板结构示意图及工艺流程图）
2013-6-24
四、精馏塔工艺设计
计算前先查出物性数据。
2013-6-24
4、塔板工艺尺寸计算
安定区
开孔区
受 液 区
降 液 管
溢流堰
2013-6-24
2013-6-24
2013-6-24
（1）溢流装置的设计
2013-6-24
液相负荷、塔径与液流型式的关系
液体流量L，m3/h 塔径D，mm U形流 单溢流 双溢流
1000 1400 2000 3000 4000 5000
7以下 9以下 11以下 11以下 11以下 11以下
45以下 70以下 90以下 110以下 110以下 110以下
90～160 110～200 110～230 110～250
2013-6-24
1) 出口堰（溢流堰）
(0.6 ~ 0.8) D
堰长
，单溢流
lW
(0.5 ~ 0.6) D
，双溢流
塔径标准化以后，应重新验算液沫夹带量，必要时在此先进 行塔径的调整，然后再决定塔板结构的参数，并进行其它各 项计算。
2013-6-24
塔有效高度：
H HD ( N p 2 S ) HT S H HF HB
' T
式中 HD——塔顶空间，m；
HB——塔底空间，m；
HT——塔板间距，m； HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段高度，m； Np——实际塔板数； S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。
化工原理课程设计——筛板和浮阀精馏塔设计(2013)
导热油：进口温度260℃，出口温度250℃
总体要求： 绘制带控制点工艺流程图，完成精馏塔工艺设计以及有关附
属设备的计算与选型。绘制塔板结构简图，编制设计说明书。 1. 精馏塔工艺设计内容：全塔物料恒算、确定回流比；确定塔
0.76
2. 确定操作回流比R 由Fenske方程计算最小理论板数Nmin
N m in
lg
1
xD xD
1 xw xw
lg m
1
3.9(不包括塔釜)
利用吉利兰关联图，计算NT ~ R如下：
R 0.863 0.988 1.140 1.292 1.444 1.520
NT 14.7 11.8 10.7 9.9 9.3 9.0
0.025
0.099
4.28
176.4
0.050
0.186
4.34
173.8
0.075
0.263
4.40
171.3
0.100
i
yi xi
1 xi 1 yi
0.333
4.49
m
1 39
i
说明：平均相对挥发度为 5.62
3.2 绘制t-x-y图及x-y图 在坐标纸上绘图，上大小要求t-x-y图为10×10cm， x-y图为 20×20cm
缺点：气泡夹带现象比较严重。
舌形塔板：
Ⅰ 50
Ⅱ α=
Ⅲ
Ⅰ三面切口舌片; Ⅱ拱形舌片; Ⅲ50×50mm定向舌片的尺寸和倾角
（5）斜孔塔板
10
15
4.7
3
精馏塔的设计计算(2013)
二、化工原理课程设计的内容
1、课程设计的基本内容 （1）设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； （2）主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸 计算及结构设计； （3）典型辅助设备的选型和计算 对典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； （4）工艺流程简图 以单线图的形式绘制流程图，标出主体设备和辅助设备的物料 流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点； （5）主体设备工艺条件图（装配图）
3、进料状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切
的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到
泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较 容易控制，不致受季节气温的影响。
此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设 计和制造上提供了方便。 4、多股进料
0.2 0.3 0.4
FPVL L VG G
筛板塔气体负荷因子关联图
0.7 1.0
② 选取设计气速 u 选取泛点率： u / umax 一般液体， 0.7 ～0.8 易起泡液体， 0.5 ～ 0.6
AT
D
Ad
lw
设计气速 u = 泛点率 ×umax
③ 计算塔径 D
所需气体流通截面积
A Vs u
AATAd
低； Ad/AT 过小，易产生气泡夹带，引起降液管液泛。 底隙 hb ：应小于hw ，通常在 30 ~ 40 mm。
液体流经底隙的流速ub =Ls/ (lwhb)， 一般ub = 0.07—0.25m/s。
③ 溢流堰（又称出口堰） ④ 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。 主要尺寸：堰高hw和堰长lw
精馏塔计算
塔板总面积为 弓形溢流管宽度 弓形降液管面积 检验： 液体在精馏段降液管内的停留时间 τ 液体在提留段降液管内的停留时间 τ 堰上液流高度 塔的平均液相流量 查表得液流收缩系数 堰高度 溢流塔底与塔盘间距离
how 6mm＜how＜60mm Lh kmol/h Lh/(lw)^2.5 E hw ho
处理量： 4万吨/年 原料组成：甲醇的质量分率wf=0.35（质量分数） 产品要求：塔顶甲醇的质量分率wd=0.94（质量分数） 塔底甲醇的质量分率 =0.02（质量分数） 生产时间： 300天/年 冷却水进口温度：25℃ 加热剂： 0.9MP饱和水蒸汽 单板压降： 小于或等于0.7kpa 生产方式： 连续操作，泡点回流 全塔效率： Et=50%
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4.341221497 1.05 48.89009604
64.86036036 196.9396396
Байду номын сангаас
原料液 0.35 0.23 261.8
釜残液 0.02 0.01 196.9396396
0.898 101.325 PA0 PB0
110.6967938 43.01562333 0.861530264 0.941215277 107.3913823 41.57949972 0.907822386 0.962174201 85.06190349 117.7631723 46.10280151 2.55436044
精馏塔的设计计算
第2章精馏塔的设计计算2.1 进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内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1.7倍。
塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。
2.2 加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。
2.3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。
甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。
2.4 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。
其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。
需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流.故本设计采用强制回流。
2.5加热方式加热方式为直接加热和间接加热。
直接加热由塔底进入塔内。
由于重组分是水故省略加热装置。
但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。
本设计采用间接蒸汽加热。
2.6工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
AT D Ad lw
AT：塔截面
Vs A u
A A 1 d AT AT
Ad：降液管截面
A AT Ad
A AT Ad 1 AT
2 AT D 4
D
4AT
l sin 1 w 的单位取弧度 D
Ad/AT也可由lw/D查图得（教材P.137）
lw/D的确定：
一、精馏塔的结构设计
1、塔的有效高度和板间距 已知：实际塔板数 NP ；
选取塔板间距 HT； 有效塔高： Z HT N p 塔体高度＝有效高＋顶部空间＋底部空间＋塔裙座高度 选取塔板间距 HT ：
塔板间距和塔径的经验关系
塔径 D，m 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4
pm(提)=( pW+ pF)/2
2、操作温度
塔顶tD ：可由t-x-y图查得塔顶tD 、塔底tW 、进料处tF 。 平均温度：tm(精)=( tD+ tF)/2
tm(提)=( tW+ tF)/2
如图：xF=0.5， xw=0.05时， 泡点进料tF=92℃
t/℃
p=101.3kPa 110 100 90
792.5 780.3 790.3 780.3 18.85 17.66 19.94 18.41
L(苯) m· Pas
L(甲苯) m· Pas
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255 0.233
0.284 0.254
0.215
0.228
(三) 气液负荷的计算 精馏段：V＝(R＋1)D kmol/h L＝RD
如塔顶：y1 = xD =0.966，按气液平衡关系 可查得x1 =0.916 则：MVDm= 0.966×78.11+(1－0.966) ×92.13=78.59 kg/kmol MLDm= 0.916×78.11+(1－0.916) ×92.13=79.29 kg/kmol
3、平均密度
（1）气相平均密度
（露点进料tF=101℃）
塔底 tw=108℃
t-y
提馏段平均温度： tm=( tW+ tF)/2 ＝(92+108)/2＝100 ℃
t-x
80 0 x (y) 1.0
2、平均摩尔质量
（1）由塔顶、塔底、进料处的浓度计算平均摩尔质量； （2）计算精馏段平均摩尔质量MVm (精)、 MLm (精)； （3）计算提馏段平均摩尔质量MVm (提)、 MLm (提)。
（4）计算精馏段、提馏段平均粘度。Fra bibliotek物性参数表
温度t ℃ 80 815 810 21.27 21.69 90 803.9 800.2 20.06 20.59 100 110 120 768.9 770.0 16.49 17.31
L(苯) kg/m3 L(甲苯) kg/m3 L(苯) mN/m L(甲苯) mN/m
3、进料状况的选择
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切
的联系。 在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到 泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较 容易控制，不致受季节气温的影响。 此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设 计和制造上提供了方便。 4、多股进料
Vm
pm M Vm RTm
1
（2）液相平均密度
Lm
i
ai
（3）计算塔顶、塔底、进料处气、液相平均密度；
（4）计算精馏段、提馏段平均密度。
平均密度：Lm (精)=(LD+ LF)/2
Vm (精)=(VD+ VF)/2 Lm (提)=(LW+ LF)/2
Vm (提)=(VW+ VF)/2
精馏塔的设计计算
第一节 概述
一、化工原理课程设计的目的和要求
通过课程设计，学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合 理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想， 在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；
◇确定理论塔板数（作图法）、实际板数；
◇确定塔高和塔径。
3、塔板设计： ◇设计塔板各主要工艺尺寸 溢流装置、塔板布置、筛孔或浮阀的设计及排列（图）； ◇进行流体力学校核计算； ◇画出塔的负荷性能图。 4、管路及附属设备的设计与选型，如冷凝器、泵等。
5、抄写说明书。
6、绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔装配图。
0.01 0.01
0.02 0.03 0.04
0.07 0.1
0.2
0.3 0.4
0.7 1.0
FP
VL VG
L G
筛板塔气体负荷因子关联图 课本P.129
② 选取设计气速 u
选取泛点率： u / umax
一般液体， 0.7 ～0.8 易起泡液体， 0.5 ～ 0.6 设计气速 u = 泛点率 ×umax ③ 计算塔径 D 所需气体流通截面积
塔板间距 0.8 0.2-0.3 0.3-0.35 0.35-0.45 0.45-0.6 0.5-0.8 ≥0.6 HT，m
2、塔径估算 确定原则： 防止过量液沫夹带液泛
步骤： 先确定最大空塔气速 umax (m/s)；
然后根据经验确定设计气速 u； 最后计算塔径 D。 ① 最大空塔气速（液泛气速，课本P.128—129）
② 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：一般Ad/AT = 0.06 ~ 0.12 ，由lw /D确定(图11-16) Ad/AT 过大，气液两相接触传质区小，生产能力和板效率将较 低； Ad/AT 过小，易产生气泡夹带，引起降液管液泛。 底隙 hb ：应小于hw ，通常在 30 ~ 40 mm。 液体流经底隙的流速ub =Ls/ (lwhb)， 一般ub = 0.07—0.25m/s。
③ 溢流堰（又称出口堰）
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。
u max C
C C20 L 20
L V V
0.2
筛板塔，可查教材Smith图 求 C20 ； 浮阀塔可查数据手册书确定C20 。
C20
0.1 0.09 0.07 0.06 0.05 0.04
0.03 0.02
HT=0.6 0.45 0.3
0.15
本次设计宜采用单股进料。
5、加热方式的选择
◇加热方式：蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设
置再沸器。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对 挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。 ◇加热剂：T＜180℃，常用饱和水蒸气。 ◇再沸器结构： 小塔可在塔底，形式有夹套式、蛇管式、列管式。 大塔一般在塔外，形式为列管式，有立式和卧式两种。
单流型：
双流型:
lW D 0.6 0.8
lW D 0.5 0.7
lw/D
说明：计算得到的塔径需圆整。
标准直径为：0.4、0.5、0.6、0.7、0.8、1.0、1.2、1.4、1.6、
1.8、2.0（m）……。
直径确定后应重新计算实际气速及泛点率。
Ad /AT 和 Wd /D
Ad l l sin 1 w w 1 (lw / D) 2 / AT D D
6、冷却方式
通常在塔顶设置蒸气全部冷凝的全凝器。其为辅助设备，需
进行选型，多采用列管式，水平或垂直放置。
二、工艺计算
（一）全塔物料衡算
1、计算原料液、塔顶、塔底浓度 2、平均分子量：（原料液MF、塔顶MD 、塔底MW ） 3、物料衡算求W、D kmol/h 4、塔板数的计算
（1）理论板数的计算：
作y－x图、t－x－y图； 求最小回流比Rmin、实际回流比R； 图解法求理论板数N。
3. 迅速准确的进行工程计算的能力；
4. 用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。
二、化工原理课程设计的内容
1、课程设计的基本内容
（1）设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述； （2）主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸 计算及结构设计； （3）典型辅助设备的选型和计算 对典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定； （4）工艺流程简图 以单线图的形式绘制流程图，标出主体设备和辅助设备的物料 流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点；
LM Lm Ls 3600 Lm VM Vm Vs 3600 Vm
m3/s
m3/s
提馏段： V＝V ＋(q－1)F
L ＝L ＋F
第三节 板式塔主要尺寸的计算
板式塔主要尺寸的设计计算： ◇包括塔高 ◇塔径的设计计算 ◇板上液流形式的选择 ◇溢流装置的设计 ◇塔板布置等 设计时，先选取某段塔板（如精馏段、提馏段）条件下的参 数作为设计依据，以此确定塔的尺寸，应尽量保持塔径相同， 以便于加工制造。 由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔 板尺寸需根据经验来选取，因此设计过程中不可避免要进行试 差，计算结果也需要工程标准化。
4、液体平均表面张力
（1）液相平均表面张力 m xi i （2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的表面张力； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均表面张力； （4）计算精馏段、提馏段平均表面张力。 5、液体平均粘度 （1）液相平均粘度
m xi i
（2）查塔顶、塔底、进料温度下的液体的粘度； （3）计算塔顶、塔底、进料处液相平均粘度；
（5）主体设备工艺条件图（装配图）