板式精馏塔设计书.doc
10万吨年苯_甲苯分离板式精馏塔设计说明
10万吨年苯-甲苯分离板式精馏塔设计苯-甲苯分离板式精馏塔的设计1.概述.................................... 1 .......1.1设计题目....................................... 1.........1.2操作条件....................................... 1.........2.设计内容.................................. 1 .......2.1本设计任务为分离苯一甲苯混合物...................... 1 ...2.2精馏塔的物料衡算................................. 1 ......2.2.1原料液及塔顶、塔底的摩尔分率............................................................. 1••…2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (2)2.2.3物料衡算.................................... 2.......2.3塔板数的确定..................................... 2.......2.3.1理论板层数N T的求取............................ 2......2.3.2实际板层数的求取 ............................. 3......2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.................. 3…2.4.1操作压力的计算..............................3......2.4.2操作温度计算................................ 3 ......2.4.3平均摩尔质量计算............................. 4 ......2.4.4平均密度计算................................ 4 ......2.4.4.1气相平均密度计算........................ 4……2.4.4.2液相平均密度计算......................... 4……245液体平均表面张力的计算........................... 5' 246液体平均粘度.................................... 5…2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (6)2.5.1塔径的计算 ................................. 6……2.5.2精馏塔有效高度的计算......................... ……2.6塔板主要工艺尺寸的计算.............................. …2.6.1溢流装置计算 ............................... 7••…2.6.1.1堰长lw................................. 7……261.2溢流堰高度hw................................ 7……261.3弓形降液管宽度W和截面积A f ..................... 8-2.6.1.4降液管底隙高度ho........................... 8……2.6.2塔板布置..................................... 8 .....2.6.2.1塔板的分块.............................. 8 ......2.622边缘区宽度确定............................. 8……2.6.2.3开孔区面积计算........................... 8……2.6.2.4筛孔计算及排列. .......................... 9……2.7塔板的流体力学验算................................. 9……2.7.1塔板压降..................................... 9 .....2.7.1.1干板阻力hc计算 ............................ 9……2.7.1.2气体通过液层的阻力h1计算.................... 9…2.7.1.3液体表面张力的阻力h计算 (10)2.7.2液面落差................................... 10 .....2.7.3液沫夹带................................... 10 .....2.7.4漏液...................................... 10 .......2.7.5液泛...................................... 11 .......2.8塔板负荷性能图................................... 11 .....2.8.1漏液线..................................... 11 .....2.8.2液沫夹带线................................... 12 ....2.8.3液相负荷下限线 .............................. 13……2.8.4液相负荷上限线 .............................. 13……2.8.5液泛线.................................... 13•…3.设计数据一览表 (15)4.总结...................................... 16••…5.参考文献及设计图............................ 16-苯-甲苯分离板式精馏塔的设计1.概述1.1设计题目试设计一座连续精馏塔用于分离苯-甲苯混合液，原料液中含苯20%（质量分数）。
二甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书
二甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书1. 引言本设计书旨在提供甲苯和二甲苯的分离过程中连续板式精馏塔的设计方案。
以下将介绍设计的目标、过程和结果。
2. 设计目标我们的设计目标是实现高效、经济和稳定的甲苯和二甲苯的分离。
所选用的连续板式精馏塔应具备以下特点：- 能够有效实现组分的分离- 具有较高的分馏效率- 能够经济地操作和维护- 能够适应工艺变化和负荷变化3. 设计过程3.1 数据收集和分析在设计过程中，我们首先收集并分析了所需的数据，包括甲苯和二甲苯的物理和化学性质，以及其在不同温度和压力下的蒸馏曲线。
这些数据对于后续的设计计算至关重要。
3.2 塔板数和塔设直径的确定基于收集到的数据和分析结果，我们计算了所需的塔板数和塔设直径。
根据传热和传质的理论，我们确定了最佳的塔板数和塔设直径，以实现高效的分离过程。
3.3 填料选择和布置根据甲苯和二甲苯的性质和分离要求，我们选择了适合的填料，并进行了合理的填料布置。
填料的选择和布置对于塔的效率和分离效果至关重要。
3.4 塔的热力学设计我们进行了塔的热力学设计，包括塔顶温度、塔底温度和顶底温差的确定。
通过热力学设计，我们确保塔在正常操作条件下能够达到预期的分离效果。
3.5 塔的结构设计最后，我们进行了塔的结构设计，包括塔的高度、内部构造和材料选择。
结构设计考虑了塔的稳定性、安全性和使用寿命。
4. 设计结果我们的设计结果表明，选择适当的连续板式精馏塔，并进行合理的设计，可以实现高效、经济和稳定的甲苯和二甲苯的分离。
我们相信该设计方案能够有效满足分离过程的要求。
以上是甲苯_二甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书的内容，希望对您的工作有所帮助。
如有任何问题，请随时与我们联系。
塔板式精馏塔设计(图文表)
塔板式精馏塔设计(图文表)（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·slgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·slgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·slgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/s L S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (vlρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20L σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/sD=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m 塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡ 实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m 6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
丙烯—丙烷板式精馏塔设计
过程工艺与设备课程设计丙烯——丙烷精馏塔设计课程名称：化工原理课程设计班级：姓名：学号：指导老师：完成时间：前言本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共7章;说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述,对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明;鉴于设计者经验有限,本设计中还存在许多错误,希望各位老师给予指正感谢老师的指导和参阅目录第一节：标题丙烯—丙烷板式精馏塔设计第二节：丙烯—丙烷板式精馏塔设计任务书第三节：精馏方案简介第四节：精馏工艺流程草图及说明第五节：精馏工艺计算及主体设备设计第六节：辅助设备的计算及选型第七节：设计结果一览表第八节：对本设计的评述第九节：工艺流程简图第十节：参考文献第一章任务书设计条件1、工艺条件：饱和液体进料进料丙烯含量%=摩尔百分数;x65F塔顶丙烯含量%≥x98D釜液丙烯含量%x2W总板效率为2、操作条件：塔顶操作压力表压加热剂及加热方法：加热剂——热水加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=3、塔板形式：浮阀4、处理量：F=50kml/h5、安装地点：烟台6、塔板设计位置：塔顶安装地点：烟台;处理量：64kmol/h产品质量：进料 65%塔顶产品 98%塔底产品 <2%1、工艺条件：丙烯—丙烷饱和液体进料进料丙烯含量 65% 摩尔百分数塔顶丙烯含量 98%釜液丙烯含量 <2%总板效率为2、操作条件：塔顶操作压力表压加热剂及加热方法：加热剂——热水加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：3、塔板形式：浮阀4、处理量：F=64kml/h5、安装地点：烟台6、塔板设计位置：塔顶第二章精馏过程工艺及设备概述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,石油化工等工业中得到广泛应用,精馏过程在能量剂驱动下有时加质量剂,使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分挥发度不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离,该过程是同时传热,传质的过程;为实现精馏过程,必须为该过程提供物流的贮存,输送,传热,分离,控制等的设备,仪表;1、精馏装置流程原料丙烯和丙烷的混合液体经进料管由精馏塔中的某一位置进料板处流入塔内,开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时,再沸器进行加热,使之部分汽化返回塔内;气相沿塔上升直至塔顶,由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝;将塔顶蒸汽凝液部分作为塔顶产品取出,称为馏出物;另一部分凝液作为回流返回塔顶;回流液从塔顶沿塔流下,在下降过程中与来自塔底的上升蒸汽多次逆向接触和分离;当流至塔底时,被再沸器加热部分汽化,其气相返回塔内作为气相回流,而其液相则作为塔底产品采出;2,、工艺流程1物料的储存和运输精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐,泵和各种换热器,以暂时储存,运输和预热或冷却所用原料,从而保证装置能连续稳定的运行;2必要的检测手段为了方便解决操作中的问题,需在流程中的适当位置设置必要的仪表,以及时获取压力,温度等各项参数;另外,常在特定地方设置人孔和手孔,以便定期的检测维修;3调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值,应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节,以保证达到生产要求,可设双调节,即自动和手动两种调节方式并存,且随时进行切换;3、设备简介及选用精馏塔选用浮筏塔,配以立式热虹吸式再沸器;1精馏塔精馏塔是一种圆形筒体,塔内装有多层塔板或填料,塔中部适宜位置没有进料板;本设计为浮筏塔,它已广泛的应用于精馏,吸收,解吸等过程;其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮筏,可以根据气体或液体的大小上下浮动,自动调节;2再沸器再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔,使塔内汽液两相间接触传质得以进行;本设计采用立式热虹吸式再沸器,它是一垂直放置的管壳式换热器;液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化,由在壳程内的载热体供热;第三章 精馏塔工艺设计第一节 设计条件1、 工艺条件：饱和液体进料,进料丙烯含量%65x F = 摩尔百分数;塔顶丙烯含量%98x D ≥ ,釜液丙烯含量%2x W ≤ ,总板效率为;2、操作条件：1塔顶操作压力表压加热剂及加热方法：加热剂——热水加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=3、塔板形式：浮阀4、处理量：F=50kml/h5、安装地点：烟台6、塔板设计位置：塔顶 第二节 精馏过程工艺计算1、全塔物料衡算q nDh +q nWh =q nFh q nDh x d +q nWh x w =q nFh x f解得： q nDh =h ; q nWh =h2、塔顶、塔底温度确定①、塔顶压力Pt=1620+=；假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=查P-T-K 图 得K A 、K B 因为Y A =结果小于10-3;所以假设正确,得出塔顶温度为;用同样的计算,可以求出其他塔板温度; α1=KA/KB=②、塔底温度设NT=120含塔釜则NP=NT-1/ =198按每块阻力降100液柱计算 pL=470kg/m3则P底=P顶+120×100×÷1000 =假设塔顶温度Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度T=查P-T-K图得KA 、KB因为XA=结果小于10-3;所以假设正确,得出塔顶温度为;用同样的计算,可以求出其他塔板温度;α2=KA/KB=所以相对挥发度α=α1+α2/2=3、回流比计算泡点进料：q=1q线：x=xf = 65%代入数据,解得 xe=;ye=;R===1 精馏塔的物料衡算；2 塔板数的确定：3 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5 塔板主要工艺尺寸的计算；6 塔板的流体力学验算：7 塔板负荷性能图；8 精馏塔接管尺寸计算；9 绘制生产工艺流程图；10 绘制精馏塔设计条件图；11 对设计过程的评述和有关问题的讨论;设计方案的确定及工艺流程的说明原料液由泵从原料储罐中引出,在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔筛板塔,塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流,塔釜残液送至废热锅炉;第四节：精馏工艺流程草图及说明一、流程方案的选择1.生产流程方案的确定：原料主要有三个组分：C2°、C3＝、C3°,生产方案有两种：见下图A,B如任务书规定：C2° C3＝ C3° iC4° iC4＝∑W% 100A为按挥发度递减顺序采出,图B为按挥发度递增顺序采出;在基本有机化工生产过程中,按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见;因各组分采出之前只需一次汽化和冷凝,即可得到产品;而图B所示方法中,除最难挥发组分外;其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品,能量热量和冷量消耗大;并且,由于物料的内循环增多,使物料处理量加大,塔径也相应加大,再沸器、冷凝器的传热面积相应加大,设备投资费用大,公用工程消耗增多,故应选用图A所示的是生产方案;2.工艺流程分离法的选择：在工艺流程方面,主要有深冷分离和常温加压分离法;脱乙烷塔,丙烯精制塔采用常温加压分离法;因为C2,C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸点可提高,这样就无须冷冻设备,可使用一般水为冷却介质,操作比较方便工艺简单,而且就精馏过程而言,获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经济一些,但高压会使釜温增加,引起重组分的聚合,使烃的相对挥发度降低,分离难度加大;可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温,采用闭式热泵流程,将精馏塔和制冷循环结合起来,工艺流程复杂;综合考滤故选用常温加压分离法流程;二、工艺特点：1、脱乙烷塔：根据原料组成及计算:精馏段只设四块浮伐塔板,塔顶采用分凝器、全回流操作2、丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决于混合物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷－丙烯的沸点仅相差5—6℃所以他们的分离很困难,在实际分离中为了能够用冷却水来冷凝丙烯的蒸气经常把C3馏分加压到20大气压下操作,丙烷－丙烯相对挥发度几乎接近于1在这种情况下,至少需要120块塔板才能达到分离目的;建造这样多板数的塔, 高度在45米以上是很不容易的,因而通常多以两塔串连应用,以降低塔的高度;三、操作特点：1、压力：采用不凝气外排来调节塔内压力,在其他条件不变的情况下,不凝气排放量越大、塔压越低：不凝气排放量越小、塔压越高;正常情况下压力调节主要靠调节伐自动调节;2、塔低温度：恒压下,塔低温度是调节产品质量的主要手段,釜温是釜压和物料组成决定的,塔低温度主要靠重沸器加热汽来控制;当塔低温度低于规定值时,应加大蒸汽用量以提高釜液的汽化率塔低温度高于规定值时,操作亦反;四、改革措施：丙烯精制塔顶冷却器由四台串联改为两台并联,且每台冷却器设计时采用的材质较好,管束较多,传热效果好;五、设想：若本装置采用DCS控制操作系统,这样可以使操作者一目了然,可以达到集中管理,分散控制的目的;能够使信息反馈及时,使装置平稳操作,提高工作效率;为了降低能耗丙烯塔可以采用空冷 ;第五节：精馏工艺计算及主体设备设计精馏塔的工艺设计计算,包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算,塔板的布置,塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图;1 物料衡算与操作线方程通过全塔物料衡算,可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系;物料衡算主要解决以下问题：1根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求塔顶、塔底产品的浓度计算出每小时塔顶、塔底的产量；2在加料热状态q和回流比R选定后,分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；3写出精馏段和提馏段的操作线方程,通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况,塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量,为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供依据;通常,原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示,但在理想板计算时均须转换为kmol/h;在设计时,汽液流量又须用m3/s来表示;因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位;2、塔物料衡算F=D+WFXf=DXD+WXw则代入数据为64=D+W6465%=D98%+W2%解得D=h,W=h塔内气、液相流量精馏段：L=RD,V=L+D提留段：L’=L+F,V’=V3.热量衡算再沸器热流量：qr=V’rv再沸器加热蒸汽质量流量：Gr=Qr/rR冷凝器热流量：Qc=Vrv冷凝器冷却剂的质量流量：Gc=Qc/Cvt1-t2塔板数的计算相对挥发度利用试差法求相对挥发度表压P=1620kpa,则塔顶绝压Ptop=+= LnPA’=同理得PB’==Y A=P-PB’/PA’-PB’=KA=PA’/P=XA=y A/KA==同理得y B=,KB=,XB=y B/KB=∑X=y A/KA+y B/KB=∑y-1==<,符合要求故塔顶温度Ttop=塔顶挥发度阿a AB=KA/KB==1.塔底挥发度a’AB由xn=yn/a-a-1yn得,xn=查资料得表如下：液相组分质量分数为WA=,WB=塔顶液相密度为m3气相密度为m3设理论塔板数位NT=150,设每块塔板上的压降为100mm液柱;经计算得latm=液柱塔底压力P=Ptop+NT100mm=设塔底温度为由lnPA’=A-B/T+C得, lnPA’=同理得PB’==所以XA=P-PB’/PA’-PB’=, y B=所以,塔底温度为a AB=KA/KB==2.计算回流比R由相平衡方程ye=a xe/1+a-1xe和q线方程q=1,计算得xe=时,ye=Rmin=XD-ye/ye-xe=则R=,Rmin=3.计算精馏段操作方程精馏段操作线方程yn+1=R/R+1xn+XD/R+1代入数据得该精馏操作方程为yn+1=+4.计算塔板数经过模拟计算得所需理论板数为NT=95理论进料板位置Nf=44已知总办效率为ET=进料板位置Nf/=73所以实际塔板数为Np=NT-1/ET=95-1/=155实际塔板数和初设塔板数150比较接近,故所设值比较合理;5.塔径计算两相流动参数=Ls/Vs√p1/pv=设间距Ht=,查图知C20=气体负荷因子C=C20ó/20{方}=液泛气速Uf=C√p L-pv/pv=su/Uf=,则u=s则流道截面积A=Vs/u= m2孔隙率Ad/At=,A/At=1-Ad/At=则At==塔径D=√4At/=查表知D=,Ht=,与设的吻合,则合理;6.塔高计算实际板数为155,塔有效高度Z=155=釜液流出量W=h=h=s则釜液高度△ Z=4W/DD =143块塔板,共设8个人孔,每个人孔处板间距增大200mm 进料板板间距增大100mm裙坐取3m塔顶与釜液上方气液分离高度取塔顶与釜液上方气液分离空间高度均取总塔高Z=+++8+2=7.溢流装置设计计算弓形降液管所占面积Ad=At-A=Lw/D=,降液管宽度Bd=D1-√1- Lw/d Lw/d/2=取底隙h=确定堰长Lw=D==堰上液头高How=Lh/Lw2/3=>6mm满足E取1的条件取Hw=,清夜层高度Hl由选取的堰高Hw确定Hl=Hw+How=+=液流强度Lh/lw==<100降液管底隙液体流速u=Ls/lwhb=s<s,符合要求8.塔板流动性能的校核所得泛点率低于,故不会产生过量的液沫夹带计算干板阻力由以上3个阻力之和求塔板阻力=12.塔板负荷性能图1.过量液沫夹带线2.液相下限线How=Lh/lw2/3=取E=1,lw=,Lh==h此为液相下限线3.严重漏液线3.液相上限线4、精馏塔主体设备设计计算、再沸器精馏塔底的再沸器可分为：釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器;1釜式式再沸器如图6-2a和b所示;a是卧式再沸器,壳方为釜液沸腾,管内可以加热蒸汽;塔底液体进入底液池中,再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化;蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面,部分液体则通过再沸器内的垂直挡板,作为塔底产物被引出;液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟,以分离液体中的气泡;为减少雾沫夹带,再沸器上方应有一分离空间,对于小设备,管束上方至少有300mm高的分离空间,对于大设备,取再沸器壳径为管束直径的～倍;b是夹套式再沸器,液面上方必须留有蒸发空间,一般液面维持在容积的70%左右;夹套式再沸器,常用于传热面较小或间歇精馏中;2热虹吸式再沸器如图6-2c、D、e所示;它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度,由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器,因此该种再沸器又称自然循环再沸器;这种型式再沸器汽化率不大于40%,否则传热不良;3强制循环再沸器如图6-2中f所示;对于高粘度液体和热敏性气体,宜用泵强制循环式再沸器,因流速大、停留时间短,便于控制和调节液体循环量;原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多,可按传热原理计算;图6-2 再沸器的型式、管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择接管直径各接管直径由流体速度及其流量,按连续性方程决定,即：d= 6-7式中：V S——流体体积流量,m3/ s；u——流体流速,m/ s；d——管子直径,m;1塔顶蒸气出口管径D V蒸气出口管中的允许气速U V应不产生过大的压降,其值可参照表6-1;表6-1 蒸气出口管中允许气速参照表2回流液管径D R冷凝器安装在塔顶时,冷凝液靠重力回流,一般流速为～s,速度太大,则冷凝器的高度也相应增加;用泵回流时,速度可取～s;3进料管径d F料液由高位槽进塔时,料液流速取～s;由泵输送时,流速取为～m/s;4釜液排除管径d W釜液流出的速度一般取～s;5饱和水蒸气管饱和水蒸气压力在295kPa表压以下时,蒸气在管中流速取为20～40m/s；表压在785 kPa以下时,流速取为40～60m/s；表压在2950 kPa以上时,流速取为80m/s;加热蒸气鼓泡管加热蒸气鼓泡管又叫蒸气喷出器若精馏塔采用直接蒸气加热时,在塔釜中要装开孔的蒸气鼓泡管;使加热蒸气能均匀分布与釜液中;其结构为一环式蒸气管,管子上适当的开一些小孔;当小孔直径小时,汽泡分布的更均匀;但太小不仅增加阻力损失,而且容易堵塞;其孔直径一般为5～10mm ,孔距为孔径的5～10倍;小孔总面积为鼓泡管横截面积的～倍,管内蒸气速度为20～25m /s;加热蒸气管距釜中液面的高度至少在以上,以保证蒸气与溶液有足够的接触时间;离心泵的选择离心泵的选择,一般可按下列的方法与步骤进行：1确定输送系统的流量与压头 液体的输送量一般为生产任务所规定,如果流量在一定范围内波动,选泵时应按最大流量考虑;根据输送系统管路的安排,用柏努利方程计算在最大流量下管路所需的压头;2选择泵的类型与型号 首先应根据输送液体的性质和操作条件确定泵的类型,然后按已确定的流量Q e 和压头H e 从泵的样本或产品目录中选出合适的型号;显然,选出的泵所提供的流量和压头不见得与管路要求的流量Q e 和压头H e 完全相符,且考虑到操作条件的变化和备有一定的裕量,所选泵的流量和压头可稍大一点,但在该条件下对应泵的效率应比较高,即点Q e 、H e 坐标位置应靠在泵的高效率范围所对应的H-Q 曲线下方;另外,泵的型号选出后,应列出该泵的各种性能参数;3核算泵的轴功率 若输送液体的密度大于水的密度时,可按,102QH N kW ρη=核算泵的轴功率;第六节：辅助设备的计算及选型精馏装置的主要附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓管、物料输送管及泵等;前四种设备本质上属换热器,并多采用列管式换热器,管线和泵属输送装置;下面简要介绍;回流冷凝器按冷凝器与塔的位置,可分为：整体式、自流式和强制循环式;1整体式如图6-1a和b所示;将冷凝器与精馏塔作成一体;这种布局的优点是上升蒸汽压降较小,蒸汽分布均匀,缺点是塔顶结构复杂,不便维修,当需用阀门、流量计来调节时,需较大位差,须增大塔顶板与冷凝器间距离,导致塔体过高;该型式常用于减压精馏或传热面较小场合;图6-1 冷凝器的型式2自流式如图6-1c 所示;将冷凝器装在塔顶附近的台架上,靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差;3强制循环式如图6-1D 、e 所示;当冷凝器换热面过大时,装在塔顶附近对造价和维修都是不利的,故将冷凝器装在离塔顶较远的低处,用泵向塔提供回流液;需指出的是,在一般情况下,冷凝器采用卧式,因为卧式的冷凝液膜较薄,故对流传热系数较大,且卧式便于安装和维修;管壳式换热器的设计与选型管壳式换热器的设计与选型的核心是计算换热器的传热面积,进而确定换热器的其它尺寸或选择换热器的型号;.1流体流动阻力压强降的计算1管程流动阻力管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得;对于多程换热器,其阻力ΣΔp i 等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口阻力之和;一般情况下进、出口阻力可忽略不计,故管程总阻力的计算式为12()i t s p p p p F N N ∑∆=∆+∆ 6-1 式中 ΔP 1、ΔP 2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降,P a ；F t ——结垢校正因数,对Φ25mm ×的管子取；对Φ19mm ×2mm 的管子取；N P ——管程数；N s ——串联的壳程数;上式中直管压强降ΔP 1可按第一章中介绍的公式计算；回弯管的压强降ΔP 2由下面的经验公式估算,即 2232u p ρ⎛⎫∆= ⎪⎝⎭6-22壳程流动阻力壳程流动阻力的计算公式很多,在此介绍埃索法计算壳程压强降ΔP 0的公式,即012S p p p N ∑∆=∆+∆’’S （）F 6-3式中 ΔP 1’——流体横过管束的压强降,Pa ；ΔP 2’——流体通过折流板缺口的压强降,Pa ；F S ——壳程压强降的结垢校正因数；液体可取,气体可取;2'0102'02(1)22(3.5)2c B B u p Ff n N u h p N D ρρ∆=+∆=- 6-4 式中 F ——管子排列方法对压强降的校正因数,对正三角形排列F =,对转角三角形为,正方形为；f0——壳程流体的摩擦系数；N c——横过管束中心线的管子数；N c值可由下式估算：管子按正三角形排列：n=c管子按正方形排列：n=c式中 n——换热器总管数;N B——折流挡板数；h——折流挡板间距；u0——按壳程流通截面积A0计算的流速,m/s,而A0=hD-n c d0;2管壳式换热器的选型和设计计算步骤1计算并初选设备规格a．确定流体在换热器中的流动途径b．根据传热任务计算热负荷Q;c．确定流体在换热器两端的温度,选择列管换热器的形式；计算定性温度,并确定在定性温度下的流体物性;d．计算平均温度差,并根据温度差校正系数不应小于的原则,决定壳程数;e．依据总传热系数的经验值范围,或按生产实际情况,选择总传热系数K值;f．由总传热速率方程Q = KSΔt m,初步计算出传热面积S,并确定换热器的基本尺寸如D、L、n及管子在管板上的排列等,或按系列标准选择设备规格;2计算管程、壳程压强降根据初定的设备规格,计算管程、壳程流体的流速和压强降;检查计算结果是否合理或满足工艺要求;若压降不符合要求,要调整流速,在确定管程数或折流板间距,或选择另一规格的换热器,重新计算压强降直至满足要求为止;3核算总传热系数计算管程、壳程对流传热系数,确定污垢热阻R si和R so,在计算总传热系数K’,比较K 的初设值和计算值,若K’ /K=～,则初选的换热器合适;否则需另设K值,重复以上计算步骤;第七节：设计结果一览表1、操作条件及物性系数操作压力：塔顶塔底 MPa操作温度：塔顶塔底2、塔板主要工艺尺寸水力学核算第八节：对本设计的评述作为本学期难得的一次大型作业报告,我个人而言,收获良多,首先是看到了自己的不足,例如一些以前学习过的内容能够得到复习,毕竟差不多一年过去了,CAD课程内容所教授的内容,许多都已经不记得了,通过这次大型课题报告,让我们重新学习和掌握CAD课程;而且由于类似这种大型作业报告,需要考虑多方面的问题,必须多方面考虑周全,所以这次作业,也让我在做事方面想得更加周全,面面俱到,这对于我们这些学生而言,是非常难得的;本人参照了指导老师给我们的指导资料,并参考了其他学长的个人设计格式,查阅了较多的关于本专业的相关资料文献,花费了不少的时间勉强完成了这个设计方案,但由于个人专业知识缺乏和时间上比较仓促,所以未能完成得很好;通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性,更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计,对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解;通过这次对精馏塔的设计,不仅让我将所学的知识应用到实际中,而且对知识也是一种巩固和提升充实;在老师和同学的帮助下,及时的按要求完成了设计任务,通过这次课程设计,使我获得了很多重要的知识,同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力;至此,对于里面一些不当的操作及数据,我总结出了以下原因：1、物料平衡的影响和制约根据精馏塔的总物料衡算可知,不能任意增减,否则进、出塔的两个组分的量不平衡,必然导致塔内组成变化,操作波动,使操作不能达到预期的分离要求;2、塔顶回流的影响回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素,生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量;3、进料热状况的影响当进料状况xF和q发生变化时,应适当改变进料位置,并及时调节回流比R;一般精馏塔常设几个进料位置,以适应生产中进料状况,保证在精馏塔的适宜位置进料;如进料状况改变而进料位置不变,必然引起馏出液和釜残液组成的变化;4、塔釜温度的影响釜温是由釜压和物料组成决定的;精馏过程中,只有保持规定的釜温,才能确保产品。
分离乙醇—水板式精馏塔设计设计说明书
课程设计课程名称：化工原理题目名称：分离乙醇—水板式精馏塔设计学生学院：轻工化工学院专业班级：学生学号：学生姓名：指导教师：2010 年 6月20 日2.工艺流程图 (8)3.设计方案 (8)3.1设计方案的确定 (8)3.1.1塔型的选择 (8)3.1.2操作压力 (8)3.1.3进料方式 (9)3.1.4加热方式 (9)3.1.5热能的利用 (9)3.1.6回流方式 (10)3.2实验方案的说明 (10)4、板式塔的工艺计算 (11)4.1物料衡算 (11)4.2最小回流比RMIN和操作回流比R的确定 (12)4.3操作线的确定 (14)4.3.1精馏段操作曲线方程 (14)4.3.2提馏段操作曲线方程 (14)4.4确定理论板层数NT (15)4.5确定全塔效率ET 和实际塔板层数NP (15)4.5.1相对挥发度 (15)4.5.2物系黏度 (16)4.5.3全塔效率和实际塔板数 (16)4.6操作压强的计算 (17)4.7平均分子量的计算 (18)4.8平均密度的计算 (18)4.9表面张力的计算 (20)4.10平均流量的计算 (21)5、塔体和塔板的工艺尺寸计算 (22)5.1塔径 (22)5.2溢流装置 (25)5.3塔板布置及筛板塔的主要结构参数 (30)5.4塔板流体力学验算 (32)5.4.2降液管泡沫层高度 (34)5.4.3液体在降液管内的停留时间 (35)5.4.4雾沫夹带量校核 (35)5.4.5漏液点 (37)5.5操作负荷性能图 (38)5.6设计结果 (43)6、辅助设备的计算与选型 (45)6.1料液储罐的选型 (45)6.2换热器的选型 (46)6.2.1预热器 (47)6.2.2再沸器 (48)6.2.3全凝器热负荷及冷却水消耗量 (49)6.2.4产品冷却器 (50)6.3各接管尺寸的确定 (51)6.3.1进料管 (51)6.3.2釜残液出料管 (51)6.3.3回流液管 (51)6.3.4塔顶上升蒸汽管 (52)6.3.5水蒸汽进口管 (52)6.4塔高 (53)6.5法兰 (54)6.6人孔 (56)6.7视镜 (56)6.8塔顶吊柱 (56)6.9泵的计算及选型 (57)7、经济横算 (58)7.1成产成本 (58)7.2水蒸汽费用CS (58)7.3冷却水费用CW (58)7.4设备投资费CD (59)7.5总费用 (59)7.6利润 (59)8心得体会 (60)符号说明：英文字母Aa---- 塔板的开孔区面积，m2Af---- 降液管的截面积, m2Ao---- 筛孔区面积, m2A 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C20----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/kmolt 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/(s.m1/2)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h1----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hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度mH----板式塔高度mH B----塔底空间高度mHd----降液管内清液层高度mH D----塔顶空间高度mH F----进料板处塔板间距mH P----人孔处塔板间距mH T----塔板间距mH1----封头高度mH2----裙座高度mK----稳定系数l W----堰长mLh----液体体积流量m3/hLs----液体体积流量m3/sn----筛孔数目P----操作压力KPa△P---压力降KPa△Pp---气体通过每层筛的压降KPaT----理论板层数u----空塔气速m/su0,min----漏夜点气速m/su o’ ----液体通过降液管底隙的速度m/s V h----气体体积流量m3/hV s----气体体积流量m3/sW c----边缘无效区宽度mW d----弓形降液管宽度mW s ----破沫区宽度mZ ---- 板式塔的有效高度m希腊字母δ----筛板的厚度mθ----液体在降液管内停留的时间sυ----粘度mPa.sρ----密度kg/m3σ----表面张力N/mφ----开孔率无因次α----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1.设计任务1.1题目：分离乙醇—水板式塔精馏塔设计1.2生产原始数据：1）原料：乙醇—水混合物，含乙醇35%（质量分数），温度35℃；2）产品：馏出液含乙醇93%（质量分数），温度38℃，残液中含酒精浓度≤0.5%；3）生产能力：原料液处理量55000t／年，每年实际生产天数330t，一年中有一个月检修；4）热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为2.5Kgf/cm2；5）当地冷却水水温25℃；6）操作压力：常压101.325kp a；1.3设计任务及要求1）设计方案的选定，包括塔型的选择及操作条件确定等；2）确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置；3）精馏塔的有关工艺计算计算产品量、釜残液量及其组成；最小回流比及操作回流比的确定；计算所需理论塔板层数及实际板层数；确定进料板位置。
海川化工论坛板式精馏塔的设计
第一章 板式精馏塔的设计1.1概述1.2板式精馏塔的设计原则与步骤1.3理论塔板数的确定1.4 塔板效率和实际塔板数1.5 板式精馏塔的结构设计1.6 板式精馏塔高度及其辅助设备1.7 板式精馏塔的计算机设计第二章 塔设备的机械计算2.1塔体及裙座的强度计算2.2塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算2.3塔盘技术条件2.4塔盘支撑件的尺寸公差附录第一章：板式精馏塔的设计1.1概述蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。
蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。
为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。
间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。
蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。
简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。
平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。
简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。
对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。
特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。
特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。
精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。
一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。
虽然工业生产中以多组分精馏为常见，但为简化起见，本章主要介绍两组分连续精馏过程的设计计算。
1.2板式精馏塔的设计原则与步骤1.2.1设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。
精馏塔(板式)设计
化工原理课程设计
三. 设计任务 （一）精馏塔工艺设计 1.物料衡算 2.精馏塔的工艺尺寸的确定 3.塔板结构设计 4.热量衡算 （二）附属设备选型计算
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第三部分：板式精馏塔的设计方法
一. 流程和方案的确定
二. 工艺计算
三. 设备计算
四. 辅助设备计算
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一.
流程和方案的选择
3~5 秒
u ( )3.2 HT h f
校核三： ev
校核四： K
5.7 10 3
K 1.5 ~ 2
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三．设备计算
（一）塔径的初步计算
（二）溢流装置的设计 P139 2.水力学性能计算 （三）塔板布置 （略） （四）筛板塔操作失常条件的校核
参见课本138-141例题 阅读例题，找出例题中“筛板塔操作失常条 件的校核” 所在的位置。
D2
u (0.6 0.85)uF
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（二）溢流装置的设计 1.液流程数
当塔径大于2～2.4米或 液流量大于110米3/小时 时，可考虑采用双流型。
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hl
2.降液管尺寸 ①堰长lW 单溢流： 双溢流： ②溢流堰高hW
Δ how hw
具体大小根据Ad/A在图5 （课本139图11-16）中确定， 顺便可以确定wd的大小
蒸馏装置包括：精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝 器、泵等设备，要安排好流程结构。
操作条件的确定
（1）操作压力的选择 （2）进料状态的选择 （3）回流温度 (塔顶、塔顶温度、进料板温度) （4）塔釜的加热方式及加热介质的选择 （5）塔顶冷凝器的冷凝方式和冷凝介质的选择
在论文中，选择过程和依据可以不写，但必须 把结果表述出来，并画好流程示意图。
丙烯—丙烷板式精馏塔设计
丙烯—丙烷板式精馏塔设计丙烯-丙烷分离是石油炼制过程中的重要操作之一、丙烯-丙烷板式精馏塔是进行该分离的常见设备之一、本文将介绍丙烯-丙烷板式精馏塔的设计。
一、塔内结构设计1.塔径和塔高：根据丙烯-丙烷的物理性质和进出料的要求，决定塔径和塔高。
一般来说，塔径选择在0.5到2.5米范围内，塔高选择在20到30米范围内。
2.装塔板设计：为了提高分离效率，常采用板式结构。
根据工艺要求和流体性质，确定装塔板的类型、布置和数量。
常用的板式结构有筛板和壳程板。
筛板形状为圆形孔，使得流体分布更均匀；壳程板则是在板上装置隔流器，使流体分配均匀。
塔板的数量根据物料组分和分离要求确定。
3.塔壳设计：塔壳一般采用圆筒形结构，确保塔内压力稳定。
根据设计要求和工艺条件，确定壳体材料和厚度。
二、热量平衡设计1.进料和出料的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，计算出料的焓值，从而得到进出料之间的热量差。
2.塔板的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，在塔板上进行热量平衡计算，以确定塔板上液体和气体的温度和流量。
3.塔壳的热量平衡计算：根据进出料的温度和流量，在塔壳内进行热量平衡计算，以确定塔壳内的温度和流量。
三、物料平衡设计1.塔板的物料平衡计算：根据塔板上液体和气体的温度和流量，计算塔板上液体和气体的物料平衡，以确定各组分的质量分数。
2.塔壳的物料平衡计算：根据塔壳内的温度和流量，计算塔壳内的物料平衡，以确定各组分的质量分数。
四、压力平衡设计1.压力损失计算：根据装塔板和塔壳的结构参数，计算出塔板和塔壳内的压力损失，以确定塔板和塔壳的工作压力。
2.压力平衡设计：根据丙烯-丙烷的物理性质和工艺要求，确定塔板和塔壳的工作压力，从而确保各部分之间的流体压力平衡。
五、其他设计考虑因素1.材料的选择：根据工艺要求和流体性质，选择适当的材料，以确保设备的耐腐蚀性和机械性能。
2.设备的安全性和可靠性：考虑设备的安全性和可靠性，采取必要的安全措施，如设置安全阀、温度传感器等。
毕业设计-板式精馏塔
毕业设计(说明书)-板式精馏塔(总46页)--本页仅作为文档封面，使用时请直接删除即可----内页可以根据需求调整合适字体及大小--目录1绪论 ................................................. 错误!未定义书签。
2工艺计算 ............................................. 错误!未定义书签。
物料衡算............................................. 错误!未定义书签。
塔顶产品量 ......................................... 错误!未定义书签。
塔底、塔顶流量的组成 .............................. 错误!未定义书签。
确定塔温............................................. 错误!未定义书签。
塔釜温度的确定 ..................................... 错误!未定义书签。
塔顶温度的确定 ..................................... 错误!未定义书签。
进料温度 ........................................... 错误!未定义书签。
塔板数的计算......................................... 错误!未定义书签。
确定最小回流比 ..................................... 错误!未定义书签。
确定最小理论板数 ................................... 错误!未定义书签。
实际塔板数 ......................................... 错误!未定义书签。
确定进料板位置 ..................................... 错误!未定义书签。
苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书
苯氯苯板式精馏塔工艺设计说明书苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计一、设计题目试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。
原料液中含氯苯为38%（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，泡点进料；3.回流比，2R min ；4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa （表压）；5.单板压降不大于0.7kPa ；6.年工作日300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.塔的工艺运算；3.塔和塔板要紧工艺结构的设计运算；4.塔内流体力学性能的设计运算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺运算结果汇总一览表；7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、基础数据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运算苯 t A 187.1912-=ρ 举荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 举荐：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可按下式运算：AB B A BA 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 rr 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。
目录一、前言 (1)二、产品与设计方案简介 (2)（一）产品性质、质量指标 (2)（二）设计方案简介 (3)（三）工艺流程及说明 (3)三、工艺运算及主体设备设计 (4)（一）全塔的物料衡算 (4)1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 (4)2）平均摩尔质量 (5)3）料液及塔顶底产品的摩尔流率 (5)（二）塔板数的确定 (5)1）理论塔板数的求取 (5)2）实际塔板数 (7)（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的运算 (8)1）平均压强 (8)2）平均温度 (8)3）平均分子量 (8)4）平均密度 (8)5）液体的平均表面张力 (9)6）液体的平均粘度 (9)（四）精馏段的汽液负荷运算 (9)（五）塔和塔板要紧工艺结构尺寸的运算 (10)1）塔径 (10)2）塔板工艺结构尺寸的设计与运算 (10)（六）塔板上的流体力学验算 (12)1）气体通过筛板压降和的验算 (12)2）雾沫夹带量的验算 (14)3）漏液的验算 (14)4）液泛的验算 (14)（七）塔板负荷性能图 (15)1）雾沫夹带线（1） (15)2）液泛线（2） (16)3）液相负荷上限线（3） (16)4）漏液线（气相负荷下限线）（4） (16)5）液相负荷下限线（5） (17)（八）精馏塔的设计运算结果汇总一览表 (19)（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的运算 (20)（十）要紧符号说明 (21)四、对设计过程的评述和感受 (22)苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计运算书一、前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计差不多知识的初次尝试。
乙醇-水板式精馏塔设计说明书
齐齐哈尔大学化工原理课程设计题目年产1.5万吨90%乙醇溶液（质量分数）精馏塔设计学院化学与化学工程学院专业班级化工081学生姓名黄健指导教师李金龙成绩2011 年 6 月30 日精馏塔优化设计任务书一、设计题目乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计二、设计条件1．处理量：150000（吨/年）2．料液浓度：50 （wt%）3．产品浓度：90 （wt%）4．釜残液浓度：10 （wt%)5．每年实际生产时间：300天6. 操作条件：①间接蒸汽加热；②塔顶压强：101.3kpa（绝对压强）③进料热状况：泡点进料；三、设计任务a) 流程的确定与说明；b) 塔板和塔径计算；c) 塔盘结构设计i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。
d) 其它i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图，编写设计说明书。
- 1 -指导教师评语：- 2 -摘要设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果造型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。
首先根据设计任务，确定操作条件。
比如：操作压力的确定、进料状态等得确定。
然后设计工艺流程草图。
根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。
最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学盐酸、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。
关键词：精馏塔；浮阀塔；精馏塔的附属设备IAbstractThe design of a continuous distillation valve colum,in the material,product requirements and the main physical parameters and to determine the size,process design and selection of equipment and design results,completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.At first,according to the designing task to determine the conduction of the operation,for example,determine the power on the operation,the state of feeding,the draft of the distillation process.On the basis of the the program,determine the specific paramiters,then the whole design can be determined.At last,design the process size of the tower,the loading capability of the tower board,then choose the auxiliary equioment according to the design.Keywords: rectification column; valve tower; accessory equipment of the rectificationcolumnII前言精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。
苯-甲苯体系板式精馏塔设计
资料范本本资料为word版本，可以直接编辑和打印，感谢您的下载苯-甲苯体系板式精馏塔设计地点：__________________时间：__________________说明：本资料适用于约定双方经过谈判，协商而共同承认，共同遵守的责任与义务，仅供参考，文档可直接下载或修改，不需要的部分可直接删除，使用时请详细阅读内容化工原理课程设计设计题目:苯-甲苯体系板式精馏塔设计化工原理课程设计任务书设计任务分离含苯 35% ，甲苯65%的二元均相混合液，要求所得单体溶液的浓度不低于97% 。
（以上均为质量分率）物料处理量： 20000吨/年。
（按300天/年计）物料温度为常温（可按20℃计）。
设计内容设计一常压下连续操作的板式精镏塔，设计内容应包含：方案选择与流程设计；工艺计算（物料、热量衡算，操作方式与条件确定等），主要设备的工艺尺寸计算（塔高、塔径）；主体设备设计，塔板选型与布置，流体力学性能校核，操作负荷性能图，附属设备选型；绘制工艺流程示意图、塔体结构示意图、塔板布置图；（设计图纸可手工绘制或CAD绘图）计算机辅助计算要求物性计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下热容的通用程序；②编制计算二元理想混合物在沸腾时的汽化潜热的通用程序。
气液相平衡计算①编制计算二元理想混合物在任意温度下泡点、露点的通用程序；②编制计算二元理想混合物在给定温度、任意组成下气液分率及组成的通用程序。
精馏塔计算①编制计算分离二元理想混合液最小回流比的通用程序；②编制分离二元理想混合液精馏塔理论塔板逐板计算的通用程序。
采用上述程序对设计题目进行计算报告要求设计结束，每人需提交设计说明书（报告）一份，说明书格式应符合毕业论文撰写规范，其内容应包括：设计任务书、前言、章节内容，对所编程序应提供计算模型、程序框图、计算示例以及文字说明，必要时可附程序清单；说明书中各种表格一律采用三线表，若需图线一律采用坐标纸（或计算机）绘制；引用数据与计算公式须注明出处（加引文号），并附参考文献表。
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔 设计书
分离乙醇和水混合液的板式精馏塔设计书第一章 设计任务书一 设计题目分离乙醇-水混合液的板式精馏塔 二 设计数据生产能力：年处理乙醇-水混合液7.4万吨原 料：乙醇含量为26%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶含量不低于93% 塔底含量不高于0.5% 三 操作流程的确定和说明操作压力：由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。
其中塔顶压力为51.0132510Pa ⨯，塔底压力5[1.0132510(265~530)]Pa N ⨯+塔型选择：根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为 ，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。
进料状态：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，本次设计中采取饱和液体进料。
加热方式：精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。
第二章 塔板的工艺设计第一节 精馏塔全塔物料衡算F ：原料液流量（kmol/s ） x F ：原料组成（摩尔分数，下同） D ：塔顶产品流量（kmol/s ） x D ：塔顶组成 W ：塔底产品流量（kmol/s ） x W ：塔底组成 原料乙醇组成：F 26/4612.08%26/4674/18x ==+塔顶组成：D 93/4683.87%93/467/18x ==+塔底组成：W 0.5/460.196%0.5/4699.5/18x ==+进料量：437.41010(0.26/460.74/18)7.40.1129 kmol/s 300243600F ⨯⨯⨯+==⨯⨯万吨/年=物料衡算式为：F D W F D WFx Dx Wx =+⎧⎨=+⎩联立方程组解得：0.0160 kmol/s0.0968 kmol/sD W =⎧⎨=⎩第二节 计算温度、密度、表面张力 、粘度、相对挥发度气液相及体积流量表一.常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度关系F D W1.温度利用表中数据由拉格朗日插值可求得t 、t 、t()()()()F F F D D D 185.485.485185.4 C12.0813.190.120812.0878.278.278.3278.3 C 85.9781.8382.8585.9799.399.398.75399.3 C 0.190.390.1960.1985.3978.25481.822WW F D t t t t t t t t t --===︒----===︒----===︒--++===W t ， t ， t ， 精馏段平均温度：()2 C 85.3999.28594.4C 22F W t t t ︒++===︒提馏段平均温度： 2.密度A BA Bl1 ()a a a M ρρρ=+已知：混合液密度：为质量百分率，为平均相对分子质量0V 022.4T MT ρρρ=混合气密度：(1) 精馏段：181.82 C,t =︒液相组成1x ：181.981.781.8281.728.1229.8029.80x --=--， 1x =28.79% 气相组成1y ：181.981.781.8281.756.7157.4157.41y --=--，1y =56.99%所以 L1460.287918(10.2879)26.06 kg/kmol M =⨯+⨯-= V1460.569918(10.5699)33.96 kg/kmol M =⨯+⨯-= (2) 提馏段：2t =92.34 C ︒ 液相组成2x ：292.691.392.3491.33.294.16 4.16x --=--， 2x =3.464% 气相组成2y ：292.691.392.3491.326.21 4.1629.92y --=--， 2y =26.952%所以 L2460.0346418(10.03464)18.97kg/kmol M =⨯+⨯-= V2460.2692518(10.26925)25.55 kg/kmol M =⨯+⨯-=表二.不同温度下乙醇和水的密度12181.82 ,t C =︒858082.7980968.6971.8735ρ--=-乙-， ρ乙=732.21 kg/m 3858082.7980968.6791.8ρ--=-水-971.8, ρ水=968.94 kg/m 3同理：94.43C =︒2t ，959094.4390961.85965.3724ρ--='--乙，ρ'乙=720.95 kg/m 3959094.4390961.85965.3ρ--='-水-965.3，ρ'水=970.01 kg/m 3在精馏段：液相密度L1ρ：L110.287946/[0.28794618(1-0.2879)]10.5082732.21970.01ρ⨯⨯+⨯-=+L13832.60 kg/m ρ= 气相密度：()V1333.96273.151.17 kg/m 22.4273.1581.82ρ⨯==⨯+在提馏段：液相密度L2ρ：L210.0346446/[0.034644618(10.03464)]10.0840721.11962.81ρ⨯⨯+--=+L23=936.45 kg/m ρ气相密度：V2324.54273.150.819 kg/m 22.4(273.15+92.34)ρ⨯==⨯3.混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 公式：W W W W W 00x V x V x V σ+=000W W 00x V x V x V ϕ=+1/41/41/4m SW W 00S σϕσϕσ=+ SW SW W S /x V V ϕ= S00S0S x V V ϕ= qWlg()B ϕϕ=2/32/300W W 0.441()[]V q Q V T qσϕ=⨯- A B Q =+2SWS0lg()A ϕϕ= SW S01ϕϕ+=式中下角标，W 、O 、S 分别代表水、有机物及表面部分，X W 、X O 指主体部分的分子体积，W σ、为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。
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生产能力：10吨每小时(料液）年工作日：自定原料组成：34％的二硫化碳和66％的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97％的二硫化碳，釜液5％的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58℃进料状况：自定加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三设计内容1 确定精馏装置流程；2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率,实际塔板数等。
精馏塔设计指导书
简单填料精馏塔设计设计条件与任务：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 χF =D χD +W χW假设以塔顶易挥发组分为主要产品，那么回收率η为式中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： (2) 直接蒸汽加热总物料*0F S D W +=+易挥发组分**00F D W Fx S y Dx 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)那么 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) 根底数据：气液相平衡数据3 确定操作回流比min (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11 RDfN x R x n ndxN dN x x +==-⎰⎰因 111D n n x Ry x R R +=+++所以 ()/Dfx R x n n D n dxN y x x y R =---⎰(4)提馏段 11 SfWN x S x n ndxN 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 FR R q W W W W+--'===+-- 所以 ()/(1)fwx S x n n n w dxN y x y x R ='---+⎰(5)式(4)、(5)中塔板由下往上计数。
丙酮-水板式精馏塔设计说明书.doc
丙酮-水板式精馏塔设计说明书.doc目录摘要 (I)Abstract .................................................................................................................................... I I 引言 (1)第1章设计条件与任务 (2)1.1设计条件 (2)1.2设计任务 (2)第2章设计方案的确定 (3)第3章精馏塔的工艺设计 (4)3.1全塔物料衡算 (4)3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (4)3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (4)3.1.3物料衡算进料处理量 (4)3.1.4物料衡算 (4)3.2实际回流比 (4)3.2.1最小回流比及实际回流比确定 (5)3.2.2操作线方程 (6)3.2.3汽、液相热负荷计算 (6)3.3理论塔板数确定 (6)3.4实际塔板数确定 (6)3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (8)3.5.1操作压力计算 (8)3.5.2操作温度计算 (8)3.5.3平均摩尔质量计算 (8)3.5.4平均密度计算 (9)3.5.5液体平均表面张力计算 (10)3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)3.6.1塔径计算 (11)3.6.2精馏塔有效高度计算 (12)第4章塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 (14)4.1.1溢流装置计算 (14)4.1.2塔板设计 (14)4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 (15)4.2.1溢流装置计算 (15)4.2.2塔板设计 (16)4.3塔板的流体力学性能的验算 (16)4.3.1精馏段 (16)4.3.2提馏段 (17)4.4板塔的负荷性能图 (18)4.4.1精馏塔 (18)4.4.2提馏段 (19)第5章板式塔的结构 (21)5.1塔体结构 (21)5.1.1塔顶空间 (21)5.1.2塔底空间 (21)5.1.3人孔 (21)5.1.4塔高 (21)5.2塔板结构 (21)第6章附属设备 (21)6.1冷凝器 (21)6.2原料预热器 (22)第7章接管尺寸的确定 (23)7.1蒸汽接管 (23)7.1.1塔顶蒸汽出料管 (23)7.1.2塔釜进气管 (23)7.2液流管 (23)7.2.1进料管 (23)7.2.2回流管 (23)7.2.3塔釜出料管 (23)第8章附属高度确定 (24)8.1筒体 (24)8.2封头 (24)8.3塔顶空间 (24)8.4塔底空间 (24)8.5人孔 (24)8.6支座 (24)8.7塔总体高度 (24)第9章设计结果汇总 (25)设计小结与体会 (27)参考文献 (28)引言在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。
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板式精馏塔设计任务书4-3一、设计题目：苯―甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年操作周期 7200 小时／年进料组成 48.0％（质量分率，下同）塔顶产品组成 98.0％塔底产品组成 3.0%2、操作条件操作压力常压进料热状态泡点进料冷却水 20℃加热蒸汽 0.19MPa3、设备型式筛板塔4、厂址安徽省合肥市三、设计内容：1、概述2、设计方案的选择及流程说明3、塔板数的计算(板式塔)( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅;( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算;4、主要设备工艺尺寸设计( 1 ) 塔内气液负荷的计算;( 2 ) 塔径的计算;( 3 ) 塔板结构图设计和计算；( 4 )流体力学校核；( 5 )塔板负荷性能计算；( 6 )塔接管尺寸计算；( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。
5、辅助设备选型与计算6、设计结果汇总7、工艺流程图及精馏塔装配图8、设计评述目录1、概述 (3)1.1 精馏单元操作的简介 (3)1.2 精馏塔简介 (3)1.3 苯-甲苯混合物简介 (3)1.4设计依据 (3)1.5 技术来源 (3)1.6 设计任务和要求 (4)2、设计计算 (4)2.1确定设计方案的原则 (4)2.2操作条件的确定 (4)2.2.1操作压力 (4)2.2.2进料状态 (5)2.2.3加热方式的选择 (5)2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5)2.4板式精馏塔的简图 (6)2.5常用数据表： (6)3、计算过程 (8)3.1 相关工艺的计算 (9)3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9)3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9)3.1.3 物料衡算 (9)3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9)3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10)3.1.6逐板法求理论塔板数 (10)3.1.7精馏塔效率的估算 (12)3.1.8实际板数的求取 (12)3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)3.2.1操作压力计算 (12)3.2.2操作温度计算 (13)3.2.3平均摩尔质量计算 (13)3.2.4平均密度计算 (14)3.2.5液体平均表面张力计算 (15)3.2.6液体平均粘度计算 (16)3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17)3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17)3.3.2 塔径的计算 (17)3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19)3.4 塔板结构尺寸的计算 (19)3.4.1 溢流装置计算- (19)3.4.2塔板布置 (21)3.5筛板的流体力学验算 (23)3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23)3.5.2液面落差 (24)3.5.3雾沫夹带 (24)3.5.4漏液 (24)3.5.5液泛 (25)3.6 塔板负荷性能图 (25)3.6.1雾沫夹带线 (25)3.6.2 液泛线 (27)3.6.3 液相负荷上限线 (29)3.6.4 液相负荷下限线 (29)3.6.5 漏液线 (29)3.7 各接管尺寸的确定 (31)3.7.1 进料板 (31)3.7.2 釜残液出料管 (32)3.7.3回流液管 (32)3.7.4塔顶上升蒸汽管 (32)3.8精馏塔结构设计 (32)3.8.1设计条件 (33)3.8.2壳体厚度计算 (33)3.8.3风载荷与风弯矩计算 (34)3.8.4地震弯矩的计算 (37)3.9筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 (38)4、总结和设计评述 (39)4.1设计评述 (39)4.2总结 (40)参考文献 (40)1、概述1.1 精馏单元操作的简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。
分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。
1.2 精馏塔简介精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。
1.3 苯-甲苯混合物简介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. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。
1.4设计依据本设计依据《化工原理课程设计》的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.5 技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格的计算为主，也有一些简化的模型，但是严格的计算对于连续精馏塔时最常采用的。
1.6 设计任务和要求原料：苯～甲苯溶液，年产量时6万吨，苯含量：48%（质量分数），原料液的温度：泡点温度设计要求：塔顶产品组成98%（质量分数），塔底产品组成3%（质量分数）2、设计计算2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。
为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求；2.满足经济上的要求；3．保证安全生产（例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间）。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
2.2操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。
例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。
下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。
2.2.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。
确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。
由于苯～甲苯物系对温度的依赖性不强，常压下是液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。
其中塔顶的压力为101.33kpa。
塔底的压力为101.33+N×0.7kpa2.2.2进料状态进料状态与塔板数、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。
2.2.3加热方式的选择蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也可采用直接蒸汽加热。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。
2.3设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。
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人精馏塔内。
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2倍。
塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。
塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： (１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
(２) 操作弹性较小(约2～3)。
(３) 小孔筛板容易堵塞。
不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液2.4板式精馏塔的简图2.5常用数据表：表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M 沸点（℃）临界温度tC（℃）临界压强PC（kPa）苯A 甲苯BC6H6C6H5—CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度C080.1 85 90 95 100 105 110.6A P ,kPa 0B P ，kPa101.33 40.0116.9 46.0135.5 54.0155.7 63.3 179.2 74.3204.2 86.0240.0表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：8P 例1—1附表2）温度C 0 80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率1.000 1.0000.780 0.9000.581 0.7770.412 0.6300.258 0.4560.130 0.2620 0表4 纯组分的表面张力([1]：378P 附录图7)温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 甲苯，Mn/m21.2 21.720 20.618.8 19.5 17.5 18.416.2 17.3表5 组分的液相密度([1]：382P 附录图8)温度(℃) 80 90 100 110 120 苯,kg/3m 甲苯,kg/3m814 809805 801791 791 778 780763 768表6 液体粘度µL （[1]：365P ）温度(℃)8090 100 110 120 苯（mP a .s ） 甲苯（mP a .s ） 0.308 0.3110.279 0.2860.255 0.2640.233 0.2540.215 0.228表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据3、计算过程3.1 相关工艺的计算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 A M = 78 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 B M = 92kg/kmolF x =92/52.078/48.078/48.0+=0.5212D x =92/02.078/98.078/98.0+=0.9830w x =92/97.078/03.078/03.0+=0.03523.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =0.5212⨯78+（1-0.5212）⨯92=84.7kg/kmol D M =0.983⨯78+(1-0.983)⨯92=78.24kg/kmol W M =0.0352⨯78+(1-0.0352)⨯92=91.51kg/kmol 3.1.3 物料衡算以年工作7200小时，年产6万吨计，进料为：原物料处理量： F=70.847200/1067⨯=98.39 kmol/h总物料衡算： 98.39=D+W 苯的物料衡算：98.39⨯0.5215=D ⨯0.983+W ⨯0.0352 联立解得： D=50.45 kmol/h W=47.94 kmol/h 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 （1）相对挥发度α苯的沸点为80.4℃，甲苯的沸点为110.6℃，根据安托尼方程[5][5]1206.35lg 6.032220.24Ap tθ=-+（[5]，90页安托尼方程）[5]1343.94lg 6.078219.58Bp tθ=-+得： 1206.35lg 6.032220.2480.1A p θ=-+103.6061A P kpa θ=1343.94lg 6.078219.58110.6B p θ=-+39.2118B P kpa θ= 001/ 2.6422A B P P ∂==同理得0110.6t C =时，243.0387A P kpa θ= 101.7829B P kpa θ=2 2.3878∴∂=，2.5118∴∂===（2）最小回流比计算： [5]min (1x )1[]11D D F Fx R x x αα-=--- （[5],112页式9-46）()min min min 10.983 1.5118(10.983)1.12,2,[] 1.211.51180.5212152121.2122.42R R R R R R ⨯-=-==-=-=⨯=取故3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程L =RD=2.42⨯50.45=122.089kmol/h V =(R+1)D=3.42⨯50.45=172.539kmol/h V '=V =172.539 kmol/hL '=V '+W=172.539+47.94=220.479 kmol/h 精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R [5]D x =x 142.242.2++42.3983.0=0.708x+0.287 （[5]，106页） 提馏段操作线方程为: y '=V L ''x '-[5]W W x V '=0352.0539.17294.47539.172220.479⨯-'x =1.278x '-0.010（[5]，106页）3.1.6逐板法求理论塔板数（1）交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：相平衡方程变形为x =yy5118.1-5118.2，精馏段操作线方程y=0.708x+0.2871D y x = = 0.983 −−−−→相平衡方程1110.95842.5118 1.5118y x y ==+210.7080.2870.9655y x =+= −−−−→相平衡方程2220.91762.5118 1.5118y x y ==+320.7080.2870.9367y x =+= −−−−→相平衡方程 3330.85492.5118 1.5118y x y ==+40.8923y = −−−−→相平衡方程 40.7674x =50.8303y = −−−−→相平衡方程 50.6608x =60.7548y = −−−−→相平衡方程 60.5507x =70.6769y = −−−−→相平衡方程 70.4548f x x =<因为7x ＜f x 精馏段理论板 n=6，第7块为进料板 （2）交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下：相平衡方程变形为x =yy5118.1-5118.2，提馏段操作线方程y=1.278x-0.01'170.4548x x == −−−−−−→提馏段操作线方程''211.2780.010.5712y x =-= 22''2'0.34652.5118 1.5118y x y ==+ −−−−−−→提馏段操作线方程''321.2780.010.4328y x =-= '30.2330x = −−−−−−→提馏段操作线方程'40.2878y ='40.1386x = −−−−−−→提馏段操作线方程'50.1671y = '50.0740x = −−−−−−→提馏段操作线方程'60.0846y = '60.0355x = −−−−−−→提馏段操作线方程'70.0354y = '70.0144w x x =<所以提留段理论板 n=63.1.7精馏塔效率的估算00t (80.1110.6)/295.4C C -=+=时，相对挥发度计算如下：1206.35lg 6.03055=162.2119220.2495.4A A p p KPaθ=-+得： 1343.94lg 6.078=64.7520219.5895.4B B p p KPa θ=-+得'00/ 2.51A B P P ∂==在95.4℃时查得苯和甲苯的粘度为=.=0.295μμ苯甲苯0268，，则：=0.5212.(10.5212)0.295=0.2809L μ⨯+-⨯0268 '=0.2809 2.51=0.7051L αμ⨯全塔效率0.245[5]0.24510.49()0.490.53380.7051T L E a μ-==⨯=3.1.8实际板数的求取精馏段实际板层数N(精)=6/0.5338≈12, 提馏段实际板层数N(提)=6/0.5338≈12， 进料板在第13块板3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.2.1操作压力计算 塔顶操作压力D P ＝101.3 kPa塔底操作压力w P =101.3+24×0.7=118.1kPa 每层塔板压降 △P ＝0.7 kPa进料板压力F P ＝101.3＋0.7×12＝109.7kPa精馏段平均压力 P m ＝（101.3＋109.7）／2＝105.5 kPa 提馏段平均压力P m =（109.7+118.1）/2 =113.9 kPa 3.2.2操作温度计算利用上表数据用试差法计算结果如下：塔顶温度：由80.2198.3991009980.01-80.21D t --=-得D t =80.4进料板温度:由 91.452.1250555090.11-91.40F t --=-得F t =90.9塔底温度:由110.560.0352010109.91110.56wt --=--得w t =110.5 精馏段平均温度m t =（ 80.4＋90.9）/2 =85.65℃ 提馏段平均温度m t =（90.9+110.5）/2 =100.7℃ 3.2.3平均摩尔质量计算 （1）塔顶平均摩尔质量计算由x D=y 1=0.983代入相平衡方程得x 1=0.9584,0.958478+-m L D M =⨯⨯（10.9548）92=78.58Kg/K mol v,0.98378+-m D M =⨯⨯（10.983）92=78.24Kg/K mol(2)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得70.6769y = 70.4548f x x =<，故v,F 0.676978+-m M =⨯⨯（10.6769）92=82.52Kg/K mol L,F 0.454878+-m M =⨯⨯（10.4548）92=85.63Kg/K mol(3)塔底平均摩尔质量计算由理论板计算得'70.0354y =，'70.0144w x x =<v,W 0.035478+-m M =⨯⨯（10.0354）92=91.50Kg/K molL,W 0.014478+-m M =⨯⨯（10.0144）92=91.80Kg/K mol(4)精馏段平均摩尔质量v,m 78.2482.5280.382M +==Kg/K moll,m78.5885.6382.112M +==Kg/K mol（5）提馏段平均摩尔质量v,m 91.5082.5287.012M +==Kg/K moll,m91.8085.6388.722M +==Kg/K mol3.2.4平均密度计算 （1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即,3,105.580.382.848.314(273.1585.65)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+提馏段的平均气相密度,'3,113.987.013.198.314(273.15100.7)m v m v m mP M kg m RT ρ⨯===⨯+（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即a.塔顶液相平均密度的计算 由D t ＝80.47℃，查手册得33815.48,809.99A B kg m kg m ρρ== 塔顶液相的质量分率0.98A α= ，则：,,10.980.02815.37L Dm L Dm kg kmol ρρ=+= b.进料板液相平均密度的计算 由tF ＝90.9℃，查手册得33801.94,799.17A B kg m kg m ρρ== 进料板液相的质量分率0.4548780.410.454878(10.4548)92A α⨯==⨯+-⨯,,10.41801.940.59/799.17,800.30L Fm L Fm kg kmol ρρ=+=c.塔底液相平均密度的计算 由t w ＝110.5℃，查手册得33776.66,778.99A B kg m kg m ρρ== 塔底液相的质量分率0.0144780.01220.014478(10.0144)92A α⨯==⨯+-⨯,,10.0122/776.66(10.0122)/778.99,778.96L wm L wm kg kmol ρρ=+-=d.精馏段液相平均密度为,815.37800.30807.842L m kg kmol ρ+==e.提馏段液相平均密度为',800.30778.96789.632L m kg kmol ρ+==3.2.5液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即 ,1nL m i i i x σσ==∑(1)塔顶液相平均表面张力的计算 由 D t ＝80.4℃代入方程得 ：A σ=21.19mN/mB σ=21.66 mN/m,0.98321.19(10.983)21.6621.20L m σ=⨯+-⨯= mN/m(2)进料板液相平均表面张力的计算 由90.9F t =℃代入方程得 :A σ=19.88 mN/mB σ=20.50 mN/m,0.454819.88(10.4548)20.5020.22L m σ=⨯+-⨯= mN/m(3)塔底液相平均表面张力的计算 由110.5w t = ℃代入方程得 ：A σ=17.43 mN/m ,B σ=18.35mN/m,0.014417.43(10.0144)18.3518.34L m σ=⨯+-⨯=mN/m（4）精馏段液相平均表面张力为,21.2020.2220.712L m σ+==mN/m（5）提馏段液相平均表面张力为,18.3420.2219.282L m σ+==mN/m3.2.6液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 ,lg lg L m iix μμ=∑（1）塔顶液相平均粘度的计算 由80.4D t =℃代入方程得 ：A μ=0.31mPa ·s,B μ=0.31 mPa ·s,lg 0.983lg 0.31(10.983)lg 0.31L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.31mPa ·s（2）进料板液相平均粘度的计算 由90.9F t =℃代入方程得 :A μ=0.28mPa ·s,B μ=0.28 mPa ·s,lg 0.4548lg 0.28(10.4548)lg 0.28L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.28 mPa ·s(3)塔底液相平均粘度的计算由w 110.5t =1℃代入方程得 ：A μ=0.24mPa ·s,B μ=0.25 mPa ·s,lg 0.4548lg 0.28(10.4548)lg 0.28L m μ=⨯+-⨯解出,L m μ=0.25 mPa ·s（4）精馏段液相平均粘度为：,L m μ=(0.31+0.28)/2=0.295mPa ·s（5）提馏段液相平均粘度为：,L m μ=(0.28+0.25）/2=0.265 mPa ·s3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算3.3.1 塔内气液负荷的计算 3.3.1.1 精馏段：()1(2.421)50.45172.54/V R D Kmol h =+=+⨯=3172.5480.381.36/360036002.84Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯2.4250.45122.09/L RD Kmol h ==⨯=3122.0982.110.0034/36003600807.84Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯30.0034360012.24/h L m h =⨯=3.3.1.2提馏段：'(1)172.54/V V q F Kmol h =+-='3172.5487.011.31/36003600 3.19Vm S vm V M V m s ρ⨯⨯===⨯'122.09198.39220.48/L L qF Kmol h =+=+⨯='3220.4888.720.0069/36003600789.63Lm Lm LM Ls m s ρ⨯===⨯'30.0069360024.84/h L m h =⨯=3.3.2 塔径的计算塔板间距H T 的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。