【精品完整版】精馏塔的设计
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。
精馏塔的设计
三、四、工艺计算及主体设备设计 (一)精馏塔的物料衡算与操作线方程 1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kg/kmol 。
728.056.112/35.011.78/65.011.78/65.0=+=F x 986.056.112/2.011.78/98.011.78/98.0=+=D x2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量()kg/km ol 4804.8756.112728.0-1728.011.78=⨯+⨯=F M ()kg/km ol 592.7856.112986.0-1986.011.78=⨯+⨯=D M()kg/km ol 46.11256.11200288.0-100288.011.78=⨯+⨯=W M3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：h Kmol F /16.574804.871053=⨯=，全塔物料衡算：WD F WD F 00288.0986.0728.0+=+= ⇒kmol/h 00.15kmol/h16.24kmol/h16.57===W D F 4.求操作线方程 精馏段操作线：629.0362.011+=+++=x R xx R R y Dq 线方程为： x=0.72800288.056.112/998.011.78/002.011.78/002.0=+=W x提馏段操作线为过（0.00288,0.00288）和()893.0,728.0两点的直线。
y=00098.0228.1y -=-=X X VWX V L W (二)理论塔板层数T N 的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法求取T N ，步骤如下： 1.由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出y x ~图，如下图一；图解得11=T N 块（不含釜）。
其中，精馏段41=T N 块，提馏段8块，第5块为加料板位置。
《精馏塔设计》课件
明确产品指标，如纯度、回收率、能耗等，以满足用 户需求。
处理能力
根据生产规模和市场需求，确定精馏塔的处理能力。
设计方案的确定
塔型选择
01
根据原料和产品的性质，选择合适的塔型（如板式塔或填料塔
）。
塔内件设计
02
根据工艺流程和操作条件，设计适宜的塔内件，如溢流装置、
进料分布器、降液管等。
控制系统
精馏塔的维护保养
定期检查
对精馏塔进行定期全面检查，包括塔体、内 部构件、加热和冷却系统等。
更换磨损件
及时更换精馏塔内部磨损严重的构件，保证 设备性能和效率。
清洗和防腐
根据需要，对精馏塔进行清洗，并采取防腐 措施，延长设备使用寿命。
记录维护情况
建立维护记录，详细记录精馏塔的维护保养 情况，方便追踪和管理。
05
精馏塔的操作和维护
精馏塔的操作规程
严格控制进料量
根据生产需求和设备能力，合理调节进料量 ，保持精馏塔稳定运行。
监控温度和压力
密切关注精馏塔内各段的温度和压力变化， 确保在正常范围内波动。
定期取样分析
对精馏塔出口的液体进行取样，分析其成分 ，以便及时调整操作参数。
防止堵塞和腐蚀
定期检查精馏塔内部，清理堵塞物，防止腐 蚀，确保设备正常运行。
确定能源和水资源
根据能源和水资源的供应情况，选择合适的工艺流程，以提高能源 和水资源的利用效率。
工艺流程的优化
优化工艺参数
通过调整工艺参数，如温度、压力、流量等， 提高产品的质量和产量。
优化设备配置
合理配置设备，降低投资成本，提高设备的利 用率和稳定性。
优化操作条件
通过优化操作条件，如进料量、回流量、加热方式等，提高产品的分离效果和 节能减排。
精馏塔设计书
精馏塔设计书精馏塔是化学和石油工业中常用的一种分离设备，其设计非常重要。
本文将从精馏塔的结构、操作条件、材料选择等方面进行详细介绍和建议，以帮助读者更好地进行精馏塔的设计。
一、结构设计1.1 塔体结构精馏塔的塔体一般分为直立式和横卧式两种类型。
直立式适合于处理高粘度、高沸点和易结晶的物料，横卧式适合于处理低粘度、低沸点和易挥发的物料。
在塔体的结构设计上，需要根据具体的工艺要求，确定塔的高度、直径和壁厚等参数，保证其能够在长期运行中保持稳定的分离效果。
1.2 塔盘结构塔盘是精馏塔的关键部件，其结构应该符合两相流动的要求，在连续计量流量的同时，实现物料的良好分离。
在设计塔盘时，需考虑填料的种类、布置和高度等因素，以保证塔盘的稳定性和分离效率。
二、操作条件2.1 进料方式精馏塔的进料方式有顶进、底进、侧进等多种方式，需根据具体的物料性质、流量和工艺特点等因素来选择。
在进料过程中，需控制进料速度和温度，避免液位过高和温度变化过大导致塔内压力波动，影响精馏效果。
2.2 温度和压力控制精馏塔的温度和压力是影响精馏效果的重要因素。
在运行过程中，需控制塔底温度和塔顶温度，避免出现气液两相不均匀、突然变化和温度不足等现象。
同时，还需控制塔内的压力，保证物料能够在塔内正常流动，达到良好的分离效果。
三、材料选择3.1 塔体材料精馏塔的塔体材料应该根据物料的性质和使用环境等因素选用。
常用的材料有碳钢、不锈钢、玻璃钢和聚合物等。
在选择材料时，需考虑其耐腐蚀性、强度和可焊性等因素，以保证塔体的稳定性和可靠性。
3.2 塔盘材料对于均相物料的精馏，塔盘一般选用不锈钢、有机玻璃或塑料等材料；对于非均相物料的精馏，塔盘则需选用更耐磨、更耐腐蚀的材料，如钛合金和镍基合金等。
总之，精馏塔的设计需要考虑多方面的因素，包括结构、操作条件和材料选择等，以保证其达到良好的分离效果和稳定性能。
通过科学、合理的设计，可实现更加高效、节能的生产过程，大大提高生产效率和质量，为工业生产带来更大的经济效益。
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。
【精品】精馏塔的设计
湖北民族学院化学与环境工程学院化工原理课程设计分离与甲苯混合物连续操作精馏塔专业：化学工程与工艺姓名：文刚学名：040740210指导老师：谭志斗老师设计日期：2010-6目录摘要 (1)第一章苯—甲苯在工业上的用途 (2)第二章文献综述 (3)第三章工艺条件的确定和说明 (5)第四章流程的确定和说明 (6)第五章精馏塔的设计计算 (7)（1）物料衡算 (7)（2）回流比的确定 (7)（3）板块数的确定 (7)（4）精馏塔工艺尺寸计算 (9)（5）塔板流动性能校核 (20)（6）塔板负荷性能图 (23)第六章主要计算结果列表 (28)第七章塔的结构设计 (29)第八章流程图 (45)第九章参考文献 (46)第十章致谢 (47)摘要：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，难的挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组分分离该过程是同时进行传质传热过程。
关键词：单元操作，接触，分离，挥发度，传质传热Abstract:Distillationisoneofthemostcommonunitoperationstoseparateliquidmixt ure,andhavewideapplication.Inchemical,oilrefining,petrochemicalandothe rindustries.Distillationprocessisdrivenbytheenergymetertomakegasandliq uidhavemultipledirectcontactsandthenseparate.Andusingpointsofeachphase liquidmixtureofdifferentvolatilitytomakevolatilecomponentsfromtheliqui dtransfertogas,thedifficultyofvolatilecomponentsfromthegastransfertoli quid.Rawmixturematerialtoachieveseparationofthevariouscomponentsofthep rocessistheprocessofsimultaneousheatandmasstransfer.Keywords:unitoperations,contact,separation,volatility,heatandmasstrans fer第一章苯—甲苯在工业上的用途早在1920年代，苯就已是工业上一种常用的溶剂，主要用于金属脱脂。
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。
精馏塔设计
前言精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，精馏过程中，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，使易挥发组分有液相向气相转移，实现原料液中各组分的分离。
本设计是采用板式塔分离甲醇水的液相混合物，板式塔是逐级接触，混合物浓度呈阶跃式变化，而填料塔则不同，气液两相是微分接触，气液的组分变化呈连续性。
板式塔的主要功能：在每块塔板上气液两相若保持充分的接触，可为传质过程提供足够大且不断更新的相际接触表面，减小传质阻力；在塔内使气液两相呈逆流流动，以提供最大的传质动力。
优点：填料塔操作范围较小，对于液体负荷的变化特别敏感。
当液体负荷较小时，填料表面不能很好地润湿，传质效果急剧下降；当液体负荷过大时，容易产生液泛。
板式塔具有较大的操作范围；填料塔不宜处理含固体悬浮物的物料，板式塔可以有效地处理这种物系。
板式塔的清洗亦比填料塔方便；当气液接触过程中需要冷却以移除反应热或溶解热时，填料塔因涉及液体均布问题而使结构复杂化，板式塔可方便地在塔板上安装冷却盘管。
目录前言 (1)第一章流程及生产条件的确定和说明 (4)1.1加料方式 (4)1.2进料状况 (4)1.3塔顶冷凝方式 (4)1.4回流方式 (4)1.5加热方式 (5)1.6加热器 (5)第二章精馏塔设计计算 (5)2.1精馏塔的物料衡算 (5)2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (5)2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (6)2.1.3原料处理量 (6)2.2塔板数的确定 (6)2.2.1理论塔板数的计算 (6)2.2.2实际塔板数的计算 (7)2.3精馏塔的工艺条件及有关数据的计算 (7)2.3.1操作压力计算 (8)2.3.2平均摩尔质量计算 (8)2.3.3操作温度的计算 (9)2.3.4平均密度的计算 (9)2.3.5液体平均表面张力的计算 (10)2.3.6液体平均粘度的计算 (11)2.3.7相对挥发度 (11)2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)2.4.1塔径的计算 (12)2.4.2精馏塔有效高度的计算 (14)2.5塔板主要工艺尺寸的计算 (14)2.5.1溢流装置计算 (14)2.5.2塔板布置 (15)2.6筛板的流体力学验算 (16)2.6.1塔板压降 (16)2.6.2液面落差 (18)2.6.3液沫夹带 (18)2.6.4漏液 (18)2.6.5液泛 (19)2.7塔板负荷性能图 (19)2.7.1漏液线 (19)2.7.2液末夹带线 (20)2.7.3液相负荷下限线 (21)2.7.4液相负荷上限线 (21)2.7.5液泛线 (22)2.8筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23)第三章塔附件设计 (25)3.1接管的设计 (25)3.1.1进料管 (25)3.1.2回流管 (25)3.1.3塔底出料管 (26)3.1.4塔顶蒸汽出料管 (26)3.1.5塔底进气管 (27)3.1.6法兰 (27)3.2筒体与封头 (28)3.2.1筒体 (28)3.2.2封头 (28)3.3除沫器 (28)3.4裙座 (29)3.5人孔 (29)3.6塔总体高度 (30)3.7冷凝器的选择 (30)3.8再沸器的选择 (31)第一章流程及生产条件的确定和说明1.1加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。
化工原理精馏塔设计完善版
目录设计主要内容.......................................一、设计方案的确定及流程说明 (1)二、精馏塔的物料衡算 (4)三、精馏塔板数的确定.......................................四、精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 (7)五、精馏塔主要工艺尺寸计算 (11)六、精馏塔塔板的工艺尺寸 (12)七、精馏塔塔板的流体力学验算 (14)八、精馏塔塔板的负荷性能图 (17)九、精馏塔辅助设备选型与计算 (20)十、设计结果概要 (23)十一、设计总结和评述............................... (24)十二、参考文献 (25)设计主要内容一、设计方案的确定及流程说明1、操作压力蒸馏操作可在常压，加压，减压下进行。
应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。
例如对于热敏感物料，可采用减压操作。
本次设计为一般物料因此，采用常压操作。
2、进料状况进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。
但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。
这样塔的操作比较容易控制。
不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。
本次设计采用泡点进料即q=1。
3、加热方式蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。
便可以直接采用直接加热。
直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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。
塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。
但对有些物系。
当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。
精馏塔(板式)设计
精馏塔板的设计还需要考虑到不同物 质的沸点、蒸汽压等物性参数，以及 操作条件下的温度、压力等参数，以 确保分离过程的顺利进行。
精馏塔板的设计需要考虑到液体的流 动特性、蒸汽的流动特性以及它们之 间的相对流动方向，以达到最佳的分 离效果。
设计流程
选择合适的塔板类型
根据设计目标和工艺要求，选 择适合的塔板类型，如泡罩塔 板、浮阀塔板、筛孔塔板等。
详细描述
石油精馏塔设计需要考虑多方面的因素，如原料性质、产品 要求、操作条件等。在设计过程中，需要选择合适的塔板类 型和数量，确定适宜的工艺流程和操作参数，以满足生产需 求。
案例二：酒精精馏塔设计
总结词
酒精精馏塔设计是一种常见的精馏塔设计案例，主要应用于酿酒和生物燃料领域 。
详细描述
酒精精馏塔设计需要考虑酒精的提取和纯化过程。在设计过程中，需要选择适合 的塔板和填料，确定适宜的操作压力和温度，以保证酒精的纯度和回收率。
设计的重要性
01
02
03
提高分离效率
精馏塔板设计的核心目标 是提高分离效率，使产品 达到更高的纯度或回收率。
降低能耗
精馏塔板设计的另一个重 要目标是降低能耗，通过 优化设计，降低操作过程 中的热能消耗。
提高生产能力
良好的精馏塔板设计可以 提高生产能力，从而提高 设备的产能和经济效益。
02 精馏塔(板式)的工艺设计
塔板热力学计算
传热系数
根据物料特性和工艺要求，计算并选 择合适的传热系数，以提高热力学效 率。
温度分布
通过计算温度分布，可以了解物料在 塔板上的温度变化情况，从而优化操 作条件和塔板结构。
03 精馏塔(板式)的设备设计
塔体设计
塔体直径
精馏塔(板式)设计
PA α= ∗ PB
（三）塔板数的确定 1、作出x-y相图 、作出 相图 2、最小回流比及操作回流比 、 3、理论板数及加料位置 、 ①求精馏塔的汽、液相负荷 求精馏塔的汽、
∗
R = 1.5 Rmin
L′ = L + qF = RD + qF
V ′ = V + (q − 1) F = ( R + 1) D + (q − 1) F
化工原理课程设计
（6）冷凝器的选择 ） 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器） 塔顶产品（全凝器）和塔釜产品（冷却器） （7）加料方式的选择 ） 高位槽或泵 （8）工艺流程 ） 3、正戊烷和正己烷的性质、用途等 、正戊烷和正己烷的性质、
化工原理课程设计
二．工艺计算
主要内容是( 主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数和实 际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示， 塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论板 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时 在塔板设计时， 计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体积 流量m /s表示 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 表示。 流量 m3/s 表示 。 因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位 。 （一）全塔物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 、原料液及塔顶、
化工原理课程设计
②求精馏段、提馏段的操作线方程 求精馏段、
R xD y= x+ R +1 R +1
③作图求出理论板数 ④逐板计算求理论板数
WxW L + qF y′ = x′ − L + qF − W L + qF − W
精馏塔工艺设计
精馏塔工艺设计1.精馏塔的基本原理精馏塔是一种常用于物质分离和纯化的设备，其基本原理是利用物质在不同温度下的沸点差异，将混合物分解为不同组分，并通过塔内的填料或板式结构增大接触面积，加强挥发与冷凝过程，从而使得不同组分得以分离。
2.精馏塔的主要组成部分精馏塔主要由塔本体、塔底、塔顶、塔盘（或填料层）和适当的分离器等组成。
其中，塔本体是由塔筒、塔筒下口和塔筒上口组成的，分别连接塔底和塔顶；塔底用于收集和排出产物，在塔底上通常设置有塔底泵和塔下热交换器；塔顶用于收集和排出残留溶剂，在塔顶上通常设置有塔顶泵和塔上热交换器；塔盘是精馏塔中最重要的结构部分之一，可以通过安装适当数量和类型的塔盘来实现物质的分离和纯化。
3.精馏塔工艺设计的步骤(1)确定物料和产品的性质，包括物料的组分、沸点、密度等参数。
(2)确定精馏塔的结构参数，包括塔筒的高度、直径，塔盘或填料的类型和数量等。
(3)选择塔盘或填料层的类型，常用的塔盘有平板、筛板和高效塔盘等，填料常用的有多孔球状填料、环形填料等。
(4)进行物料的传热计算和传质计算，确定加热和冷凝负责的供热、供冷条件。
(5)进行模拟计算和优化设计，通过模拟计算不同操作条件的分离效果，优化设计以达到预期的纯化效果。
(6)确定塔盘或填料层的布置方式和间距。
(7)进行适当的增塔试验或小型试验，验证设计方案的可行性。
(8)绘制工艺流程图和设备布置图，编写相关设计报告。
4.精馏塔工艺设计的注意事项(1)需要确保精馏塔结构的合理性，根据物料的性质选择合适的处理方式以提高分离效果。
(2)需要根据物料的特性选择合适的塔盘或填料材料，以提高传质传热效率。
(3)需要考虑塔顶和塔底的设计，确保能够有效收集和排出产物。
(4)需要进行适当的模拟计算和小型试验，以验证设计方案的可行性。
(5)需要综合考虑工艺的安全性、经济性和环境友好性，选择合适的操作条件和设备配置。
综上所述，精馏塔工艺设计是一项复杂的工作，需要综合考虑物料的性质、塔盘或填料的选择、传质传热条件的计算、设计方案的模拟计算和试验验证等多个因素，以实现物质的分离和纯化。
【精品完整版】精馏塔的设计
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。
工程精馏塔方案设计
工程精馏塔方案设计一、引言精馏是一种利用物质在不同温度下汽化和冷凝的性质分离复杂混合物的过程。
工程精馏塔是将混合物加热至汽化，然后在塔内冷凝成液体，使得混合物中的不同成分以不同速度沿着塔的高度分离出来的装置。
在化工行业中，精馏塔被广泛应用于炼油、石化、化肥、精细化工等领域。
本文将对工程精馏塔的方案设计进行详细描述。
二、塔的基本结构1. 塔的整体结构工程精馏塔一般由进料系统、塔体、塔盘、提馏器、冷凝器、产品收集系统等部分组成。
其中，塔体是精馏塔的主体部分，通常为圆筒形，具有一定的高度。
在塔内还会设置多个塔盘，用于提供表面积，增加塔内混合物的接触，增强分离效果。
提馏器用于将混合物加热至汽化，而冷凝器则用于将汽化后的混合物冷凝成液体。
产品收集系统则用于收集不同组分的产品。
2. 塔的材质工程精馏塔通常采用不锈钢、碳钢等金属材质制作。
在选择材质时，需要考虑塔内物料的腐蚀性、温度、压力等因素，以保证塔的安全运行和长期使用。
三、塔的工艺参数1. 操作压力工程精馏塔的操作压力取决于混合物的成分、馏出物的温度要求等因素。
一般来说，操作压力在1-10 MPa之间。
2. 操作温度操作温度是工程精馏塔设计中的重要参数。
根据混合物的成分和相对挥发度不同，操作温度会有所不同。
通常，操作温度在-50℃至350℃之间。
3. 塔盘位数塔盘的设置数量根据原料和产品的成分要求来确定，一般选择7-40个塔盘。
4. 塔内液体流速塔内流体的速度对提高分离效果至关重要。
一般来说，在塔盘上游和下游的液体流速分别为0.1-0.6 m/s。
5. 塔内填料填料直接影响精馏的分离效果，一般选择比表面积大、孔隙率适中的填料。
6. 塔的冷却介质冷却介质一般为水或其他冷却液体，用于冷却冷凝器，使得汽化的混合物冷凝成液体。
7. 塔的进料和出料系统进料系统需要根据不同的原料类型设计合适的进料方式，而出料系统则需要根据得到的产品来设计。
四、塔的方案设计1. 塔的类型选择在工程精馏塔的方案设计中，需要根据原料的性质和产品的要求选择合适的塔类型。
精馏塔设计说明书(最全)
引言塔设备是化学工业，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备。
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。
板式塔为逐级接触式气液传质设备，塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡形式或喷射形式通过塔板上的液层，正常条件下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，它具有结构简单，安装方便，压降低，操作弹性大，持液量小等优点，被广泛的使用。
本设计的目的是分离苯—甲苯的混合液，故选用板式塔。
设计方案的确定和流程说明1.塔板类型精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。
本设计采用浮阀塔板。
2. 加料方式加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。
采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。
故本设计采用泵直接加料。
3. 进料状况进料方式一般有两种：冷液进料及泡点进料。
对于冷液进料，当进料组成一定时，流量也一定，但受环境影响较大；而采用泡点进料，不仅较为方便，而且不受环境温度的影响，同时又能保证精馏段和提馏段塔径基本相等，制造方便。
故本设计采用泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式苯和甲苯不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。
塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。
5. 回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。
本设计所需塔板数较多，塔较高，为便于检修和清理，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。
直接蒸气加热在一定回流比条件下，塔底蒸气对回流液有稀释作用，从而会使理论塔板数增加，设备费用上升。
故本设计采用间接蒸气加热方式。
7. 操作压力苯和甲苯在常压下相对挥发度相差比较大，因此在常压下也能比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
精馏塔设计
精馏塔设计精馏塔（板式）设计是一项非常重要的工程任务，因为它直接关系到化工过程中的分离效率和产品质量。
本文将围绕精馏塔（板式）设计的主要步骤和关键考虑因素展开讨论。
精馏塔（板式）设计的主要步骤如下：1.确定分离的混合物组成和物理性质：在进行精馏塔（板式）设计之前，需要明确分离的混合物的组成和物理性质，如蒸汽压、沸点、相对挥发性等。
这些参数将对塔的设计和操作条件产生重要影响。
2.确定塔的分离目标：清楚定义需要分离的组分和目标纯度，这将有助于确定塔的塔径和高度。
3.确定塔的类型和板式布局：根据分离目标和物理性质，选择适合的塔类型和板式布局。
常见的板式布局包括泡沫塞板和穿孔板。
4.计算塔的塔径和高度：通过对物理性质和操作条件的分析，利用热力学和质量传递原理计算塔的塔径和高度。
常用的计算方法包括卡塔拉计算法、梅奇尔方法、图纸或直接计算。
5.确定板间液体分布器和气体分配器：在塔设计中，还需要确定合适的板间液体分布器和气体分配器，以确保在塔中均匀分布液体和气体。
6.确定冷凝器和回流比：根据分离目标和热力学原理，确定适当的冷凝器和回流比，以实现所需的分离效率和产品纯度。
7.进行塔内液体和气体流动分析：通过数值模拟或试验等方法，对塔内的液体和气体流动进行分析，验证塔设计的合理性和预测分离效率。
8.进行塔的材料选择和结构设计：根据操作条件和介质性质，选择适当的材料和进行塔的结构设计，确保塔的安全性和可靠性。
除了上述的主要步骤，精馏塔（板式）设计还需考虑以下关键因素：1.精馏塔的操作压力和温度范围：根据操作条件和介质性质，确定精馏塔的操作压力和温度范围，以确保塔的设计符合安全和性能要求。
2.塔板的厚度和间距：根据塔板上的液体负载和气体流速，确定适当的塔板厚度和间距，以保证液体和气体的均匀分布和有效传递。
3.塔板的亲水性和抗腐蚀性：选择适当的塔板亲水性和抗腐蚀性，以防止结垢和腐蚀问题，提高塔的运行寿命。
4.塔内塔外压力平衡：通过良好的塔内气体和液体分布设计，以确保塔内外的压力平衡，避免塔塌陷和泄漏等安全问题。
精馏塔设计
一．前言 (2)二．设计内容 (3)2.1 物料衡算 (3)2.2塔板数和操作参数 (5)2.3 筛板塔工艺计算 (6)2.3.1 塔径计算 (6)2.3.2 塔板详细设计 (8)2.3.3 塔板流体力学校核 (8)a．板压降校核 (8)b．液沫夹带量校核 (9)c．溢流液泛条件校核 (10)d．液体在降液管内停留时间校核 (10)e．漏液点的校核 (10)2.3.4 负荷性能图 (11)a．液相下限线 (11)b．液相上限线 (11)c．漏液线 (11)d．过量液沫夹带线 (12)e．溢流液泛线 (13)f．精馏线和提馏线 (13)2.4 塔高及接管尺寸 (14)2.5 辅助设备的选型 (16)三．控制点说明 (16)3.1．精馏段灵敏板温度控制 (16)3.2．塔釜液位控制 (16)3.3．进料流量控制 (16)3.4．塔釜加热蒸汽温度控制 (16)四．数据汇总表 (17)五．符号说明 (19)六．参考文献 (20)一、前言塔设备的设计和选型是建立在对吸收解吸工段流程的模拟、优化的基础上。
在满足工艺要求的条件下，考虑设备的固定投资费用和操作费用，进行进一步模拟计算、设计和选型。
设计主要包括工艺参数设计、基本参数设计和机械设计。
工艺参数设计对该塔的生产能力、分离效果、物料和能量等操作参数作了设计；基本参数设计部分完成了塔设备的选型、塔板的选型和参数设计、塔板负荷性能校核等内容的设计；机械工程设计部分设计内容为塔设备的材质壁厚、封头、开口和支座地基等，同时对塔的机械性能做了校核。
本项目完成了对全厂5座塔设备的工艺参数设计、基本参数设计和机械设计，并选取其中最有代表性的萃取精馏塔给出了详细的计算和选型说明。
详细的设备装配图见工艺设施工图。
萃取精馏塔是反应分离工段的关键设备之一，其作用是用ACN将混合碳四中的1,3-丁二烯萃取分离，使抽余后的碳四符合后续过程的要求。
重关键组分为产品1,3-丁二烯，轻关键组分为反2-丁烯、中间组分为碳四中残余的异丁烯，1-丁烯等混合物，送往后续进行进一步的分离。
《精馏塔设计》课件
精馏塔设计的PPT课件将深入介绍精馏塔的概述、组成、设计参数、设计方 法、设计实例、应用、总结与展望，帮助您掌握精馏塔的关键设计要素及提 高设计水平。
概述
精馏塔的定义和工作原理。
精馏塔的组成
填料层
填料层的作用及选择。
动力层
动力层的功能和组成要素。
填料与动力层的配比
填料与动力层之间的配比关 系。
精馏塔的设计参数
填料性能参数
• 表面积 • 孔隙率 • 液体分布
动力性能参数
• 塔板间距 • 分离效率 • 产量和纯度
过量系数与塔 径的确定
过量系数和塔径的关 系及影响。
填料类型选择
不同填料类型的特点 和选择依据。
精馏塔的设计方法
1
Fenske法
2
Fenske法的原理和使用条件。
Riggs法
Riggs法的步骤和应用。
精馏塔的设计实例
实例介绍
介绍一个典型的精馏塔设计实例。
实例计算过程和结果分析
详细分析实例的计算过程和结果。
精馏塔的应用
化工工业中的应用Βιβλιοθήκη 精馏塔在化工工业中的广泛应用。
精馏塔的优化与改进
改进和优化精馏塔的措施。
总结与展望
1 精馏塔设计的意义
总结精馏塔设计的重要意义和价值。
2 未来的发展方向
展望精馏塔设计的未来发展趋势。
精馏塔设计
精馏塔设计一、设计方案的确定1.塔型：选用重型浮阀塔F1型浮阀塔的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）内。
一般情况下采用重阀，只有在处理量大并且要求压强降得很低的系统（如减压塔）中，采用轻阀。
由于本设计采用常压操作即可完成任务故采用重阀。
重阀采用厚度未2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。
浮阀塔具有以下优点：生产能力大；操作弹性好；塔板效率高；气体压强及液面落差较小；使用周期长；结构简单，便于安装；塔的造价低等。
2.操作压力：常压精馏因为常压下乙醇—水湿液态混合物，其沸点较低（小于100℃），故采用常压精馏就可以分离。
3.进料状态：泡点进料泡点进料的操作容易控制，而且不受季节的影响；另外泡点进料时精馏段和提留段塔径相同，设计和制造比较方便。
4.加热方式：采用间接蒸汽加热5.冷却剂与出口温度：采用25℃常温水为冷却剂，出口温度是40℃6.回流方式：泡点回流泡点回流易于控制，设计和控制是比较方便，而且可以节约能源。
3.1工艺条件和物性参数的计算3.3.1将质量分数转换成摩尔分数质量分数：0.425F X = 0.8346=0.92580.8346+0.1718D X ⨯=⨯⨯B 0.146=0.22120.146+0.918X ⨯=⨯⨯摩尔分数：()F 0.425/46=0.22430.425/4610.425/18x =+- 0.8300D x = 0.1000B x =3.1.2物料衡算摩尔流量：原料处理量=20.0115 1.85/t h -⨯= 故摩尔流量()()185010.42518500.42576.19/4618F kmol h ⨯-⨯=+=由F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+ ()0.22430.176.1912.97/0.830.1F B D B x x D Fkmol h x x --==⨯=--()76.1912.9763.22/B F D kmol h =-=-= 质量流量：1850/F kg h = F D B Fx Dx Bx =+ B F D =+471.84/D kg h = 1378.16/B kg h =3.1.3平均分子量()()0.22434610.22431824.28/F M kg kmol =⨯+-⨯= ()()0.834610.831841.24/D M kg kmol =⨯+-⨯= ()0.1460.91820.8/B M kg kmol =⨯+⨯=3.1.4理论塔板数T N 的求取（图解法）乙醇—水气液平衡数据做x-y 图 （1） 最小回流比从下图读得，精馏线的斜率为min min 83340.5904183R R -==+，故min 1.441R =（2） 精馏段方程()min =1.2~2R R ，故取min =1.8 1.8 1.441 2.5938R R =⨯= 则精馏段方程为：y=0.7220.23111D x Rx x R R +=+++ （3） 提留段方程RR D=， 2.593812.9733.64L RD ==⨯=()/kmol h ()()146.61/V L D D R kmol h =+=+=1q =，()'46.61/V V kmol h =='33.6476.19109.83L L qF =+=+=()/kmol h则提留段方程为：''' 2.360.058B L By x x x V V=-=-故得到下图：N ，其中精由图得到全塔共需理论塔板13块，扣除再沸器后理论塔板数12T馏段12块，提留段0块E3.1.5全塔效率T（1）作t-x-y图：（2）计算黏度从t-x-y 图查得78.3C D t =︒，86.5C B t =︒，83.0C F t =︒ 则78.386.582.4C 22D B m t t t ++===︒ 由《流体力学与传热》附录二和P257液体粘度共线图可得水和乙醇在不同温度下的粘度： ()L 82.4C =0.41mPa s μ︒⋅乙醇℃，()L 82.4C =0.3461mPa s μ︒⋅水℃()()()L L +1=0.22430.41+10.22430.34610.360Lm F F x x mPa s μμμ∴=⨯-⨯⨯-⨯=⋅乙醇水（3）相对挥发度：由t-x-y 图上查得，0.8300D x =， 0.84Dy *= 0.1000B x =， 0.4385By *= ()()()()10.8410.83 1.07530.8310.841D D D D D y x x y α***-⨯-===⨯--()()()()10.438510.17.02850.110.43851B B B BBy x xy α***-⨯-===⨯--1.07537.02852.749m D B ααα∴==⨯= 则计算全塔效率为：()0.2450.490.4913T m Lm E αμ-=⨯⋅=3.1.6实际塔板数1224.430.4913T P T N N E ===， 取整25P N = 其中，精馏段：12240.4913N ==精， 提留段：1N =精 3.1.7塔的工艺条件以及无聊数据计算（一）、操作压强因为常压下乙醇—水湿态混合物，其沸点较低（小于100C ︒），故采用常压精馏就可以分离。
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精馏塔尺寸设计计算
初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。
塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。
由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。
所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。
在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。
4.2.1 操作理论板数和操作回流比
初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。
（1）最少理论板数N m
系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。
式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数；
x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；
αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；
N m——系统最少平衡级（理论板）数。
塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：
由式（4－9）得最少理论板数：
初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。
（2）最小回流比
最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。
此法需先求出一个Underwood参数θ。
求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。
式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数；
c——组分个数；
αi——i组分的相对挥发度；
θ——Underwood参数；
——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料，即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则
在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以
利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得
（3）操作回流比R和操作理论板数N0
操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。
一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。
取R/R m=1.2，得R=26.34，则有：
查Gilliland图得
解得操作理论板数N0=51。
4.2.2 实际塔板数
（1）进料板位置的确定
对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。