目录
设计任务书 (1)
第一部分精馏计算 (2)
一、下塔精馏计算 (2)
到第六块塔板的时候氧浓度已经超过36了,故第I段取7块 (5)
二、液空、污液氮、纯液氮节流气化率的确定 (5)
三、液空节流后气液相组分的计算 (6)
四、膨胀空气过热引起气化量的计算 (7)
五、上塔的精馏计算 (7)
六、实际塔板数的确定 (12)
第二部分塔板流动工况及结构计算（下塔） (13)
一、塔径的计算 (13)
二、溢流斗结构设计计算 (15)
三、塔板阻力计算 (16)
四、溢流斗尺寸及塔板间距计算 (17)
第三部分容器及强度计算 (19)
一、塔体壁厚计算 (19)
二、封头的设计计算 (20)
三、塔体开孔及开孔补强 (21)
四、支座设计 (24)
五、支撑梁工字钢的选取 (27)
设计任务书
已知条件：
上塔压力 MPa P 136.0=上
下塔压力 MPa P 58.0=下
氧产量 h Nm Vo /100003
2=
氧浓度 %6.992=o y 氮产量 h Nm V N /100003
2=
氮浓度 %99.992=N y
加工空气量 h Nm V K /550003
=
液空氧浓度 O X
21LK
%36=
过冷度 C t ?=?5冷
过热度
C t ?=?20热
膨胀空气量
14.0=PK V
标准空气体积百分含量 20.95%2O ，0.93%Ar ，78.12%2N
设计任务：
1、三相液体精馏计算—确定上下塔板数；
2、塔板动力工况及结构计算—确定塔径、塔板间距、溢流斗个数等；
3、容器及强度计算—包括选材、壁厚、封头的选择计算；
4、绘制下塔装配图—包括焊接形式及主要装配结构；
5、书写设计说明书。
备注：
1、 本设计中凡涉及标注1，2，3的均分别表示氧、氩、氮组分；
2、 本设计为双高精馏塔，理论塔板数计算为三元逐板计算法；
3、 假设纯产品为二元混合物，即纯2O 或2N 中杂质为Ar ；
4、本设计中数据多采集自《深冷手册》和压力容器设计国家标准以及部分经验公式。
第一部分 精馏计算
课程设计主要对精馏塔的塔板数、下塔装配结构作设计，下塔精馏采用中间抽污氮进入上塔参加精馏，另外一部分压缩空气进膨胀机节流提供冷量进入上塔。其简单流程示意图见下图：
图一 精馏塔流程示意图
一、下塔精馏计算
1、污氮量及其含氮浓度计算
根据全塔物料守恒和组分平衡得到如下方程组：
2
2222
3333
2222K O C N W N
K K O O C N C N W N W N K K O O C N C N W N W N V V V V V y V y V y V y V y V y V y V y ?=++??=++??=++?? 1-1 将已知条件代入方程组1-1，得：
3
25500010000100005500078.12%100000%1000099.99%550000.93%100000.4%100000.01%W N W N W N W N W N
V V y V y =++???=?+?+???=?+?+? 解得：
3
32135000/94.2%1.34%4.46%
W N W N W N W N
V N m h y y y ?=?=??=??=?
2、下塔物料平衡计算
由下塔物料守恒得到如下方程组：
3333
2222K K C N W N K K K K C N C N W N W N K K K K C N C N W N W N
V L L L V y L x L x L x V y L x L x L x =++??=++??=++? 1-2 其中：
3
/K K V V N m h =??总（1-0.14）=550000.86=47300
假设：（1）3
10000/C N C N
L V N m h ==且纯液氮与纯气氮组分一致 （2）2
1.618%K x =，浓度略少于污液氮中的氩浓度
（3）污液氮与污气氮中氮组分相同，即33
W N W N x y =。
将以上假设条件代入方程组1-2得：
247300100004730078.12%62.18%1000099.99%94.19%473000.93% 1.32%100000.01%K W N K W N K W N W N
L L L L L L x ?=++?
?=??+?+????=?+?+??
解得：
33
2
1
25723.93/11576.07/0.196%5.604%
K W N W N W N L N m h L N m h
x x ?=?=??=??=? 3、回流比及操作线方程的确定
为I 、II 两段，从污氮出口往下到液空上方为第I 段，从污氮出口往上到液氮出口下方为第II 段。
第I 段回流比及操作线方程的确定：
全塔物料守恒得到： 3
32135000/94.19%1.34%4.46%
W N W N W N W N
V N m h y y y ?=?=??=??=?
下塔物料守恒：
33
2
1
25723.93/11576.07/0.196%5.604%
K W N W N W N L N m h L N m h
x x ?=?=??=??=?
回流比：25723.93(
)0.543847300
K I K
L L V
V =
=
=
根据物料守恒得到操作线方程组：
11
1122
22()()()()I K K I K K L y x x y V
L y x x y V ?=-+???
?=-+??
1-3 将回流比及假设条件2 1.32%K x =代入操作线方程组1-3得：
11220.54380.013732
0.54380.0005
y x y x =+??
=+? （2）第II 段回流比及操作线方程的确定： 回流比：4730010000
(
)0.788647300
K C N
II K
V L L V V --=
=
=
根据物料守恒得到操作线方程：
1
112
22II C N II
II C N C N II II C N C N II L L V L x L x V y L x L x V y +=??+=??+=? 1-4
并将
3
3
3
1
2
47300/10000/37300/0%
0.01%
II K C N II C N C N V V N m h L N m h
L N m h x x ======
代入方程1-4得到第II 段操作线方程：
11
220.78860.78860.000021
y x y x =??
=+? 4、下塔理论塔板数计算（逐板计算法）
首先，根据吉普斯相率可以做以下假设：
离开塔板的两股物质处于相平衡，进入塔板的两股物质浓度关系由操作线方程确定。 计算过程：
由污氮中氧浓度和氩浓度算出1y 和2y ,再由0.58M P a 下氧-氩-氮三元系相平衡图中查得第一块塔板的1x 和2x ,从而查出y.如此循环最后使得氧浓度大于36%.
下塔第I 段操作线方程： 11220.54380.0137320.54380.0005
y x y x =+??
=+?
下塔第II 段操作线方程：
11
220.78860.78860.000021
y x y x =??
=+?
表格一 下塔第I 段逐板计算表
到第六块塔板的时候氧浓度已经超过36了,故第I 段取7块
5、下塔第II 段塔板数的确定
表格二、下塔第II 段逐板计算表
二、液空、污液氮、纯液氮节流气化率的确定
1、液空节流气化率的计算（K α）
已知液空的过冷度为5C ?，从下塔0.58Mpa 节流到0.136Mpa ，根据空气T-S 图可查得11.6%K α=。
下塔理论塔板数： 第I 段：7 第II 段：11
11.6%K α=
2、污氮及纯氮气化率的计算（WN
CN
αα）
由于污氮中氧和氩含量较低，将污氮近似处理成纯的氮来计算，所以查氮的T-S 图可得到：
12.4%W N C N αα==
三、液空节流后气液相组分的计算
根据前面得到的数据计算： 节流前液空量：
3
25723.93/K L N m h =
1
236%1.618%
K K
x x
==
节流后气化量：
''
3
11.6%25723.96
2983.98/K K R L N m h
α==?=
''
''
1
2y y
节流后液体量： '
(1)K K R L α=-
'
'
1
2x x
根据组分平衡
''
''''1
1
1''''
''
222
K K R y R x L x R y R x L x ?+=??+=?? 1-5 将数据代入方程组1-5得： '''
11.60.1312110011.6
K
K
R tgr R
αα=
==
=--
求得r=7.48。然后确定液空节流后气液相组分。在上塔压力（P=0.58Mpa ）下的三元系相平衡图11y x -图上（见示意图）纵坐标上找到节流前液空1x （36%）左一条水平线与11x y =线相交于点a ，如
图所示，以a 点为原点作与水平线夹角为r （7.48）的斜线。此时假设节流后液体中含氩量'2x （=1.618%），在11y x -图上找到'
22x x =的等浓度线与前所做斜线交于点C ，C 点的横坐标即为节流后蒸汽中氧含量''1y =（16.3%），纵坐标即为节流后液体中的含氧量'1x （=42.1%）。 同样的方法可以在22y x -图上查到节流后蒸汽中的氩含量''2
y
（=0.84%）、节流后液体中的氩含量'
2
x （=1.47%）。此时图表上查得的
12.4%W N C N αα==
'
2x 与假设相同，计算完成。
图二 截流后组分浓度的求法
四、膨胀空气过热引起气化量的计算
已知：膨胀空气量3
0.14473000.146622/K V V Nm h ρ=?=?= 过热度 C t ?=?20热
查得过热焓 /h K cal K m ol ?= 气化潜热 1215/Kcal Kmol γ= 因此膨胀空气过热引起气化量
3
401.96/h V V N m h ρ
γ
???=
=
五、上塔的精馏计算
由于有污液氮、膨胀空气进入上塔，可以将上塔分为四段，第A 段从纯氮产品出口到污液氮入口，第B 段从污液氮进口到液空入口，第C 段从液空入口到膨胀空气入口，第D 段从膨胀空气入口到氧产品出口。上塔逐板计算时用到压力P=1.36Mpa 的图，见下图：
'
1'2''1''2
42.1%1.47%16.3%0.84%
x x y y ?=?=??=??=?
膨胀空气量： 3
7700/V Nm h ρ=
气化量：
3
401.96/V Nm h ?=
图三 P=1.36Mpa 三相平衡图
1、辅塔（第A 段）理论塔板数的确定
根据设计参数及已求得参数可确定： 回流比：(1)(
)1(1)
C N C N A C N C N L L V V αα-=
=-，
（C N C N L V =） 操作线方程：根据上塔第1段物料守恒可得
11
1122
22
C N A C N A
C N C N A C N C N A C N C N A C N C N A V L L V V y L x L x V y V y L x L x V y +=+??+=+??+=+? 1-6 因为C N C N L V =，代入数据到方程组1-6得： 11
22
y x y x =??
=? 通过操作线方程及污氮入口浓度从污氮入口向上逐板计算，当算至氧浓度接近零为止：
表格二 上塔第A 段逐板计算表
上塔第A 段操作线方程： 11
22
y x y x =??
=?
2、精馏塔（第B 段）理论塔板数的确定
根据已求得参数可确定： 回流
比：
(1)(1)()(112.4%)(1000011576.07)
0.4466
100003500012.4%(1000011576.07)
C N C N W N W N B C N W N C N C N W N W N L L L V V V L L αααα---=
+---+=
=+-+
根据上塔第1段物料守恒可得操作线方程：
11
112222W N B W N B W N W N B W N W N B W N W N B W N W N B V L L V V y L x L x V y V y L x L x V y +=+??+=+??+=+?
1-7 代入(
)B L V
=0.4466数据到方程组1-7得到操作线方程：
11220.44660.02155
0.44660.01054
y x y x =+??
=+? 此段从污氮进料口开始向下逐板计算，直到算至液相中氧浓度几乎不变，此时即为液空进料口。
表格三 上塔第B 段逐板计算表
11
22
A
A
y x y x ?=??=?? 上塔第A 段理论塔板数：7
上塔第B 段操作线方程：
1
12
20.44660.021550.44660.01054
y x y
x =+=+???
1
12
20.44660.021550.44660.01054
y x y
x =+=+???
第B 段理论塔板数为12块。
3、第C 段理论塔板数的确定
根据已求得参数可确定：
回流比：
(1)()(1)()()25723.93*88.4%(1000011576.07)87.6%
1000035000(1000011576.07)12.4%25723.9311.6%
1.0585
K K C N W N W N C C N W N C N W N C N K K
L L L L V V V L L L αααα-++-=
+-+-++=
+-+-?=
根据上塔第1段物料守恒可得操作线方程：
111
11222
22W N C W N K C W N W N C W N W N K K C W N W N
C W N W N K K C V L L L V V y L x L x L x V y V y L x L x L x V y +=++??+=++??+=++? 1-8 代入(
)C L V
=1.0585数据到方程组1-8得到操作线方程：
1122
1.05850.21221
1.05850.000765y x y x =-??
=+? 此时做初始精馏浓度的计算： 由物料、组分守恒有
''11''22B K K C C
B K K
C C B
K K C V L V V L y V y V L y V y ααα=+??=+??=+? 1-9 代入已知条件到方程组1-9得到：
12
30.094%
3.1328%C C
y y ?=??=?? 表格四 上塔第C 段逐板计算表
上塔第B 段理论塔板数：12
第C 段操作线方程：
1
12
21.05850.212211.05850.000765
y x y
x =-=+???
液空进料口处浓度
1230.094%
3.1328%
C C
y y ?=??=??
操作线方程：
1
12
21.05850.212211.05850.000765
y x y
x =-=+???
根据经验，膨胀空气在液空进料口下两块理论塔板处进入，因此，上塔第C 段理论塔板数为3。 4、提馏段（第D 段）理论塔板数的确定
根据已求得参数可确定： 回流比：
()(1)(1)()()39340.5955000*14%401.9610000
1.32
39340.5914%*55000401.96
CN W N CN K K D CN W N CN W N CN K K L L L V L
V V V L L L V V ραααα+-+--?=+-+--?---+=
=--
根据上塔第1段物料守恒可得操作线方程：
1111
112222
22
W N D W N K P C W N W N D W N W N K K P P D W N W N D W N W N K K P P D V L L L V V V y L x L x L x V y V y V y L x L x L x V y V y +=+++??+=+++??+=+++?1-10 代入(
)D L V
=1.2940数据得到操作线方程：
1122
1.320.31884
1.320.0012805y x y x =-??
=+? 此时做初始精馏浓度的计算： 由物料、组分守恒有
1111
2222P D C
P P D D C C P P
D D C C V V V V V y V y V y V y V y V y V y V y +?+=??+?+=??+?+=? 1-11 代入已知道方程组1-11 得到：
12
76.312%
7.170%D D
y y ?=??=?? 从上向下逐板计算，当算到氧和氩的浓度之和接近100%时，可以认为
物料中已经没有氮成分，此时可按氧氩两相组分平衡图继续逐板计算，
直到算至氧产品纯度。
上塔第C 段理论塔板数：3
第D 段操作线方程：
11221.320.318841.320.0012805
y x y x =-=+??
?
膨胀空气入口浓度：
1
276.312%7.170%
D D y y ?=??=??
六、实际塔板数的确定
由前步骤得到的各段理论塔板数，通过查相关数据，得到每段的塔板效率可算得实际塔板数，见下表：
表格六实际塔板数的换算
操作线方程：
11
22
1.320.31884
1.320.0012805
y x
y x
=-
=+
?
?
?
上塔第Ｄ段理论塔板数9
实际上塔塔板数60块
实际下塔塔板数30块
实际全塔塔板数：90块
第二部分 塔板流动工况及结构计算（下塔）
一、塔径的计算
1、下塔工作温度的确定
在下塔中，认为上升蒸汽为饱和蒸汽，下流液体为饱和液体，并认为是饱和22N O -混合物，由氮-氧混合物T-i-p-x-y 图并根据 塔顶 3
99.99%C N x =
0.58F P M Pa = 查得 96.3T K =顶 塔底
1
36%K x =
0.58F P M Pa =
查得
101.2T K
=底
可确定下塔平均工作温度：
96.3101.2
98.82
2
T T T K ++=
=
=顶底
2、工作温度下液体、气体密度的确定
（1）在T=98.8K ，0.58F P M Pa =下查《深冷手册》得22N O r ，，A 的密度为： 22
2
2
3
3
3
3
3
3
28.019/10.10/13.31/699.858/1107.34/1324.0/V
V V N O Ar
L L L N O Ar
K g m
K g m
K g m
K g m K g m K g m
ρρ
ρ
ρ
ρ
ρ
======
（2）求蒸汽的平均浓度
123
(20.95%0%)/210.475%(0.93%0.01%)/20.47%(78.12%99.99%)/289.055%y y y ?=+=??
=+=??
=+=?? （3）求液体各组分平均浓度
98.8T K =
123
(36.5%0%)/218%(0.01% 1.32%)/20.814%(99.99%62.18%)/281.186%x x x ?=+=??
=+=??
=+=?? （4）确定液、气的密度 蒸汽密度：
2
2
1233
10.475%10.100.47%13.3189.055%28.01926.073/V V V
V O A r N
y y y K g m
ρρρρ=++=?+?+?= 液体密度：
2
2
1233
18%1107.340.814%132481.186%699.858778.29/L L L
L O A r N
x x x K g m
ρρρρ=++=?+?+?= 3、实际工况下气、液体积的确定
在压力0.58Mpa ，温度97.9K 下（标况下空气密度3
0 1.2928/K g m ρ=）由下列公式可算得：
蒸汽量：3
0 1.2928473002345.32/26.073
K V V V m h ρρ==?=
液体量：3
0 1.29283730061.958/778.29
K L
L L m h ρρ=
=
?=
4、塔径计算（初选为径流式塔板）
*
D
取塔径2000mm,选双溢流型塔板。 宽度：
b=0.62*2000=1.24 溢流强度:
L 61.952==24.9825B 1.24*2
<
确定塔径为2000mm
33
26.073/778.29/V L Kg m Kg m
ρρ==
3
3
2345.32/61.958/V m h
L m h
==
二、溢流斗结构设计计算
1、溢流斗面积的计算（包括无孔板）
塔截面积：2
2
A =*D =3.14m 4
π
截
溢流斗面积：,取n m 1A =
A 7
(
为塔板有效
面积)
22m n A =2.7475m A =0.3925m ， 2、筛孔速度0ω的计算
筛孔直径0d 取1mm ，筛孔间距t=3.25mm 筛孔按等边三角形排列，筛孔面积为： ()
()2
002
2
0.9110.91 2.74750.39253.250.203m
n d A A A t m
??
=- ?
??
??
=??- ???=
筛孔速度：00
2345.32 3.21/360036000.203
V m s f ω=
=
=?
3、溢流挡板高度和动液封的计算
取溢流挡板高度
取流量系数 m=10000
动液封：1100018.41h m m =
= 塔板上进出口处液位差：
()119.810.850.47130.96l h z h pa ρ?=?+=
溢流斗面积:
2
n A =0.3925m
0d =1mm
t=3.25
0A =0.2032
m
0ω=3.21m/s
m=10000
118.41h mm =
4、允许最小速度：
0 1.572/H m s ω===
00H ωω>，满足要求，不会出现液泛现象。
5、气体负荷值校核
根据经验公式
A m
X =
1.43600A <
符合要求
三、塔板阻力计算
1、干板阻力计算：
在
0m
A 0.203==0.0740.12A 2.7475
<时取为1.83
2
2
3.21P 1.83
1.8326.073245.822
2
O
V pa ωρ==?
?=干
液柱静阻力：
11P (0.1950.691)(0.1950.010.690.01841)778.299.81111.88L Z h g
pa
ρ=+=?+???=静 膜层阻力：
44 4.86
P 19.441
pa d σ?=
=
=膜
总塔间总阻力：
00 3.21/1.572/H m s m s
ωω==
P 245.82p a P 111.88p a
P 19.44p a P 377.14p a
t ====干静膜
P P P P 245.82111.8819.44377.14t pa
=++=++=干静膜
四、溢流斗尺寸及塔板间距计算
1、初始液封高的选取（a=7mm ）
2、临界深度的计算
4.2516.97cr h m m =
= 3、避免发生液泛的最小塔板间距的计算
溢流斗选为直斗型：A=1.34 B=3.6 最小进口堰板高度：
min 1.3416.97729.74cr z Ah a m m =+=?+=
考虑1.25的后备系数
2 1.25*29.7437.175z m m ==
避免发生液泛的塔板间距
1
H 的计算
()31212
20.95P 1.250.95z 1.68 1.1675.12t cr
cr l h H z h m m g z a ρ??
=-+++=??-???
?
避免发生雾沫夹带
泡沫层高度
113.5310 3.5318.4174.99p h z h m m =+=+?=
气液分离空间：取18f l m m = 保证无严重雾沫夹带的塔板间距：
74.991892.99T p f H h l m m =+=+=
求标准值（考虑增加20%）
()max ()120%111.6p T H h H mm =?+=、
a=7mm
16.97cr h mm =
查塔板间距标注系列取H=120mm 。
实际塔板间距：
120
H mm
低温空分原理：[1] 标准大气压下，空气的主要组分为：氮气、氧气和氩气，其沸点分别为77.36K、90.19K和87.26K。可见氧气和氮气的沸点相差近13K，而氧气和氩气的沸点相差仅近3K，故氧气和氩气相对于氮气都是难挥发组分。一般而言，对于两种沸点不同的物质（如氮和氧）组成的混合液体在吸热部分蒸发时，易挥发组分（沸点较低）将较多的蒸发为气相，而两种沸点不同的混合蒸汽在放热而部分冷凝时，难挥发的组分（沸点较高）将较多的冷凝为液相。如果将温度较高的饱和蒸汽和温度较低的饱和液体相接触时，则蒸汽放出热量而部分冷凝，而液体则吸收热量而部分蒸发，蒸汽部分冷凝时，蒸汽中氧组分较多的冷凝到液相，同样液相中的氮组分较多的蒸发到气相，使得气相中的氮组分浓度提高，液相中的氧组分浓度提高，如果进行多次这样的部分蒸发和部分冷凝过程，则气相中的氮组分浓度不断增加，同时液相中的氧组分浓度不断增加，最终达到氮氧分离的目的。 以上为空气精馏的原理，实现精馏的主要设备为精馏塔，塔内每块塔板都提供一次气液接触而发生部分蒸发和部分冷凝的场所，最终在塔顶得到高纯度的氮产品，而在塔底得到高纯度的氧产品。 为了同时得到高纯度的氮、氧产品以及氩等稀有气体产品，应用到空气得力的精馏塔一般是双级精馏塔。其典型流程如下： 下塔为高压塔，压缩后冷却到接近饱和状态的空气进入下塔顶部，经过下塔的初步分离，在下塔顶得到高纯度的馏分液氮，下塔底得到富氧液空，将馏分液氮和富氧液空采出后经液空和液氮过冷器，节流后回流入上塔(低压塔)继续参与精馏分离，最终在上塔塔顶得到高纯度的氮气，塔底得到高纯度的气氧和液氧。上塔由于回流液体较多，导致回流比较大，一般都大于实际所需回流比，为了挖掘精馏塔的精馏潜力，提高产品提取率，可以将部分空气直接引入上塔参与精馏，由于这个想法是拉赫曼提出，所以进上塔的膨胀空气量一般称为拉赫曼气。上下塔之间通过一个冷凝蒸发器(也叫主冷器)耦合在一起，它既是下塔的冷凝器，也是上塔的再沸器，下塔顶部的高温气氮用来加热上塔底部的低温液氧，同时本身被液氧冷却为液氮，部分作为下塔回流液，部分采出作为上塔顶部的回流液。富氧液空从上塔中部引入，液空进料口以上为精
课程设计报告书丙酮水连续精馏浮阀塔的设计学院化学与化工学院 专业化学工程与工艺 学生姓名吴熠 学生学号 指导教师江燕斌 课程编号 课程学分 起始日期
目录 \ "" \ \ \
第部分设计任务书 设计题目：丙酮水连续精馏浮阀塔的设计 设计条件 在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮水混合物。生产能力和产品的质量要求如下： 任务要求(工艺参数)： .塔顶产品(丙酮)：, (质量分率) .塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率) .原料中丙酮含量：质量分率(*) .原料处理量：根据、、返算进料、、、 .精馏方式：直接蒸汽加热 操作条件： ①常压精馏 ②进料热状态q=1 ③回流比R=3R min ④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强 冷却水进口温度℃、出口温度℃，热损失以计 ⑤单板压降≯ 设计任务 .确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。 .计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比，选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置 .塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。 .作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。 .塔的附属设备选型,计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、塔底蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型，各接管尺寸的确定。
第部分设计方案及工艺流程图 设计方案 本设计任务为分离丙酮水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°），塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。 工艺流程图
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
一、设计任务 1. 结构设计任务 完成各板式塔的总体结构设计，绘图工作量折合A1图共计4张左右，具体包括以下内容： ⑴各塔总图1张A0或A0加长； ⑵各塔塔盘装配及零部件图2张A1。 2. 设计计算内容 完成各板式塔设计计算说明书，主要包括各塔主要受压元件的壁厚计算及相应的强度校核、稳定性校核等内容。 二、设计条件 1. 塔体内径mm 2000=i D ，塔高m 299.59H i =； 2.设计压力p c =2.36MPa ，设计温度为=t 90C ?； 3. 设置地区：山东省东营市，基本风压值q 0=480Pa ，地震设防烈度8度，场地土类别III 类，地面粗糙度是B 类； 4. 塔内装有N=94层浮阀塔盘；开有人孔12个，在人孔处安装半圆形平台12个，平台宽度B=900mm ，高度为1200mm ； 5. 塔外保温层厚度为δs =100mm ，保温层密度ρ2=3503m /kg ； 三、设备强度及稳定性校核计算 1. 选材说明 已知东营的基本风压值q 0=480Pa ，地震设防烈度8度，场地土类别III 类；塔壳与裙座对接；塔内装有N=94层浮阀塔盘；塔外保温层厚度为δs =100mm ，保温层密度ρ 2 =3503 m /kg ；塔体开有人孔12个，在人孔处安装半圆形平台12个，平台宽度B=900mm ， 高度为1200mm ；设计压力 p c =2.36MPa ，设计温度为=t 90C ?；壳 3mm ，裙座厚度附加量2mm ；焊接接头系数取为0.85；塔内径mm 2000=i D 。 通过上述工艺条件和经验，塔壳和封头材料选用Q345R 。对该塔进行强度和稳定计算。 2. 主要受压元件壁厚计算
目录 设计任务书 (1) 第一部分精馏计算 (2) 一、下塔精馏计算 (2) 到第六块塔板的时候氧浓度已经超过36了,故第I段取7块 (5) 二、液空、污液氮、纯液氮节流气化率的确定 (5) 三、液空节流后气液相组分的计算 (6) 四、膨胀空气过热引起气化量的计算 (7) 五、上塔的精馏计算 (7) 六、实际塔板数的确定 (12) 第二部分塔板流动工况及结构计算（下塔） (13) 一、塔径的计算 (13) 二、溢流斗结构设计计算 (15) 三、塔板阻力计算 (16) 四、溢流斗尺寸及塔板间距计算 (17) 第三部分容器及强度计算 (19) 一、塔体壁厚计算 (19) 二、封头的设计计算 (20) 三、塔体开孔及开孔补强 (21) 四、支座设计 (24) 五、支撑梁工字钢的选取 (27)
设计任务书 已知条件： 上塔压力 MPa P 136.0=上 下塔压力 MPa P 58.0=下 氧产量 h Nm Vo /100003 2= 氧浓度 %6.992=o y 氮产量 h Nm V N /100003 2= 氮浓度 %99.992=N y 加工空气量 h Nm V K /550003 = 液空氧浓度 O X 21LK %36= 过冷度 C t ?=?5冷 过热度 C t ?=?20热 膨胀空气量 14.0=PK V 标准空气体积百分含量 20.95%2O ，0.93%Ar ，78.12%2N 设计任务： 1、三相液体精馏计算—确定上下塔板数； 2、塔板动力工况及结构计算—确定塔径、塔板间距、溢流斗个数等； 3、容器及强度计算—包括选材、壁厚、封头的选择计算； 4、绘制下塔装配图—包括焊接形式及主要装配结构； 5、书写设计说明书。 备注： 1、 本设计中凡涉及标注1，2，3的均分别表示氧、氩、氮组分； 2、 本设计为双高精馏塔，理论塔板数计算为三元逐板计算法； 3、 假设纯产品为二元混合物，即纯2O 或2N 中杂质为Ar ； 4、本设计中数据多采集自《深冷手册》和压力容器设计国家标准以及部分经验公式。
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知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 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 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： W D W F x x x x F D --= (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)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：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 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?-
各位尊敬的评委老师、领导、各位同学： 上午好！ 这节课我们一起学习一下精馏塔的设计计算方法。 二元连续精馏的工程计算主要涉及两种类型：第一种是设计型，主要是根据分离任务确定设备的主要工艺尺寸；第二种是操作型，主要是根据已知设备条件，确定操作时的工况。对于板式精馏塔具体而言，前者是根据规定的分离要求，选择适宜的操作条件，计算所需理论塔板数，进而求出实际塔板数；而后者是根据已有的设备情况，由已知的操作条件预计分离结果。 设计型命题是本节的重点，连续精馏塔设计型计算的基本步骤是：在规定分离要求后（包括产品流量D、产品组成x D及回收率η等），确定操作条件（包括选定操作压力、进料热状况q及回流比R等），再利用相平衡方程和操作线方程计算所需的理论塔板数。计算理论塔板数有三种方法：逐板计算法、图解法及简捷法。本节就介绍前两种方法。 首先，我们看一下逐板计算法的原理。 该方法假设：塔顶为全凝器，泡点液体回流；塔底为再沸器，间接蒸汽加热；回流比R、进料热状况q和相对挥发度α已知，泡点进料。 从塔顶最上一层塔板（序号为1）上升的蒸汽经全凝器全部冷凝成饱和温度下的液体，因此馏出液和回流液的组成均为y1，且y1=x D。 根据理论塔板的概念，自第一层板下降的液相组成x1与上升的蒸汽组成y1符合平衡关系，所以可根据相平衡方程由y1 求得x1。 从第二层塔板上升的蒸汽组成y2与第一层塔板下降的液体组成x1符合操作关系，故可用根据精馏段操作线方程由 x1求得y2。 按以上方法交替进行计算。 因为在计算过程中，每使用一次相平衡关系，就表示需要一块理论塔板，所以经上述计算得到全塔总理论板数为m块。其中，塔底再沸器部分汽化釜残夜，气液两相达平衡状态，起到一定的分离作用，相当于一块理论板。这样得到的结果是：精馏段的理论塔板数为n-1块，提馏段为m－n块，进料板位于第n板上。 逐板计算法计算准确，但手算过程繁琐重复，当理论塔板数较多时可用计算机完成。 接下来，让我们看一下计算理论塔板数的第二种方法——图解法的原理。 图解法与逐板计算法原理相同，只是用图线代替方程，以图形的形式求取
精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)
§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应
板式精馏塔设计方案 一、设计方案确定 1.1 精馏流程 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，乙醇、水混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇-水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。 1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
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
本科生毕业设计 年产15000吨马来酸二甲酯项目真空精馏塔设计说明书 学院化工学院 专业化学工程与工艺 年级2010级 姓名杨豪帆 指导教师张国亮李阳于涛 2014年2 月20日
摘要 马来酸二甲酯是一种重要的有机化工原料。为了满足经济发展对马来酸二甲酯的需求，开展了此年产15000吨马来酸二甲酯项目，本设计中，对真空分离塔进行了工艺设计、结构设计和强度设计校核。在工艺设计中，涉及了塔径、塔高、填料层高度及压降的计算。在结构设计中，对塔设备的内件、支座、接管及附件等进行选型和设计。除此之外，本设计叙述了过程控制方案和开停车方案并给出设备的管道仪表流程简图。对温度、压力、原料配比、通气速率、反应时间等因素进行了敏感性分析。考虑到对环境和社会的影响，还进行了HAZOP分析和环境影响评价，形成了一份较为完整的设计。 关键词：真空分离塔，工艺设计，过程控制，分析。
ABSTRACT Dimethyl maleate is an important organic chemical raw material. This design focuses on the Dimethyl maleate project with annual production of 15000t, which includes process design, structural design and verification of strength design of vacuum separation tower. In the design of process, involving the calculations of diameter and height of tower, packed bed height and pressure drop. In the structural design，we design and select the internal equipment, bearings, and accessories of the tower. In addition, the design describes the way of process control and gives the Piping and instrumentation diagram, as well as the sensitivity analysis of temperature, pressure, material ratio, aeration rate, reaction time and other factors. Considering the impact on the environment and society, a HAZOP analysis and environmental impact assessment are also involved, Keyword: vacuum separation tower, process design, process control, analysis
板式精馏塔设计(使用) 说明书
课程设计说明书 课程名称: 化工原理课程设计 设计题目：苯-甲苯分离过程板式精馏塔院系：化学与环境工程学院 学生姓名： 学号： 专业班级： 09有机化工生产技术（二）班指导教师： 2011年5月8日
苯—甲苯板式精馏塔 摘要： 塔设备是化工炼油生产中最重要的设备之一，它可使气液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中操作的有：精馏、吸收、解析和萃取等，此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿减湿等。 在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个产业质量、生产能力和消耗定额及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。据有关资料报道塔设备的资料费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。根据任务设计书，此设计的塔形为筛板塔采用连续精馏。 关键词： 饱和蒸汽压、回流比、塔顶、塔釜、进料板、泡点进料等。
板式精馏塔设计说明书 一设计题目 苯—甲苯精馏塔的工艺设计 二设计内容 1精馏塔的工艺计算 2精馏塔的结构设计及流体力学计算 3绘制精馏塔工艺条件图 三工艺条件 1进料量为5500kg/h,泡点进料 2原料液组成为0.5（笨的质量分数，下同） 3塔顶采用全凝器，部分产品会留，不分产品冷凝后储存4塔顶流出液组成为0.96,塔底釜液组成为0.01 5操作压力为4kPa(塔顶表压)； 6回流比与最小回流比的比值自选; 7单板压降不大于0.7kPa; 8全塔效率Et=52%; 四设计项目 1设计方案的确定； 2精馏塔的物料横算； 3塔板数的确定； 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 6塔板主要工艺尺寸计算； 7筛板的流体力学验算； 8塔板负荷性能图；
设计条件如下： 操作压力：105.325 Kpa（绝对压力） 进料热状况：泡点进料 回流比：自定 单板压降：≤0.7 Kpa 塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压） 全塔效率：E T=47% 建厂地址：武汉 [ 设计计算] （一）设计方案的确定 本设计任务为分离甲醇- 水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。 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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmol x F=32.4% x D=99.47% x W=0.28% 2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/Kmol M D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/Kmol M W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol 3、物料衡算 3 原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h 总物料衡算：160.21=D+W 甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28% 得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数M T 的求取 甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数 ①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表） ②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675） 故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91 取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82 ③求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/h V=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/h
第四章设备设计及选型 4.1 设备设计标准 《钢制压力容器》GB150-98 《压力容器用钢板》GB6654-96 《化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求》HG20537.4-92 《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2-95 《设备进、出管口压力损失计算》HG/T20570.9-95 《钢制化工容器设计基础规定》HG20580-98 《钢制化工容器材料选用规定》HG20581-98 《钢制化工容器强度计算规定》HG20582-98 《钢制化工容器结构设计规定》HG20583-98 《钢制化工容器制造技术规定》HG20584-98 《化工设备设计基础规定》HG/T20643-98 《压力容器无损检测》JB4730-2005 《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708-2000 《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709-2000 《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744-2007 《压力容器用钢锻件》JB4726-2000 《石油化工塔型设备设计规范》SH 3030-1997 4.2 设备设计及选型 塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔可以使气液相或者液液相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。 在塔设备中常见的单元操作有：吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等效果。
4.2.1 塔设备设计原则 具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触； 结构简单，处理能力大，压降低； 强化质量传递和能量传递。 4.2.2 塔设备的设计目标 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：（1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液、或液泛等破坏正常操作的现象； （2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期稳定操作； （3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低正常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度； （4）结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用； （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 事实上，对于现有的任何一种塔器，都不可能完全满足上述所有要求，但是我们可以在某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。 4.2.3 塔设备类型及选择 为了便于研究和比较，人们从不同角度对塔设备进行了分类。例如：按操作压力的不同可分为加压塔、常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，分为板式塔和填料塔。 塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。
空分装置简介 洗涤剂化工厂空分车间由氮氧站和空压站布置成一个区域组成的气体车间，为生产装置和辅助系统提供需要的氮气、氧气、仪表风和工业风。 1.1.1装置简介 氮氧站包括空分装置、液氧液氮储存、压氧、压氮系统，空分装置有两套KDON-800/1400空分设备（其中一套生产、另一套备用），该装置于1991年8月建成投产，装置设计生产能力为氮气1400Nm3/h,氧气800Nm3/h，该装置占地面积为20072 m2。空分装置为开封空分设备厂开发研制的新型产品。它采用常温分子筛吸附法净化空气，工艺流程简单，操作方便，运行安全平稳。为了满足生产装置氧、氮的连续供气，装置内设置了液氧、液氮的储罐及气化系统。为了保证全厂各用户需求，由压氧、压氮系统供应压缩氧气和压缩氮气，按设计值，提供给用户的氮气质量为含02≤8PPm，供给压力,产量1400 Nm3/h，提供的氧气质量为≥%，供给压力为 MPa，产量为800 Nm3/h。 空压站于1991年8月建成投产，设计可为全厂提供仪表风4000 Nm3/h，供给压力 MPa，仪表风露点为≤-40℃，工业风1080 Nm3/h，供给压力 MPa。 1.1.2工艺原理 1.1. 2.1 空分装置原理 空气主要是由%的氮气和%的氧气及其它气体混合而成。空气分离就是先使空气冷却到一定的低温，而使其液化成为液态空气。再利用氧和氮两种液体的沸点不同（在大气压力下，氧的沸点为﹣183.98℃，而氮的沸点为﹣195.8℃），在装有筛板的空分塔内进行分离。空分塔又称之为精馏塔。空气精馏塔一般可分为单级精馏塔和双级精馏塔，单级精馏塔只能制取一种纯产品。洗涤剂化工厂空分装置采用双级精馏塔制取高纯度的氮气和氧气。氮气供全厂各用户，氧气供脂肪醇。 所谓精馏，就是同时并多次地运用部分蒸发与部分冷凝的过程。压缩并经冷却到冷凝温度的液态空气进入精馏塔后，在塔内气化空气自下而上地穿过每块塔板与塔板上的液体接触，这样气体中的氧逐步冷凝到液体中去，而液体中的氮便蒸发到气体中去，每经过一块塔板，气体中的氮浓度便提高一次，这样经过多层塔板（只要塔板数足够多），在塔的上部便得到纯度为%以上的高纯度氮气，在塔底便可得到氧纯度（30～38%）较高的液体，称之为富氧空气。富氧空气再经过精馏塔，在上塔的底部可得到纯度为～%的氧气。 1.1. 2.2空压装置原理 大气经仪表风空压机压缩后，压力达到,经干燥器净化后做为仪表风送给全厂。大气经工业风空压机压缩后，压力达到送给全厂做为工业风。 1.1.3工艺流程说明 1.1.3.1 空分装置工艺流程说明
符号说明：英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 A f---- 降液管的截面积, m2 A T----塔的截面积 m C----负荷因子无因次 C20----表面力为20mN/m的负荷因子 d o----阀孔直径 D----塔径 e v----液沫夹带量 kg液/kg气 E T----总板效率 R----回流比 R min----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol t m----平均温度℃ g----重力加速度 9.81m/s2 F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) h l----进口堰与降液管间的水平距离 m h c----与干板压降相当的液柱高度 m h f----塔板上鼓层高度 m h L----板上清液层高度 m h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 m h ow----堰上液层高度 m h W----溢流堰高度 m h P----与克服表面力的压降相当的液注高度m H-----浮阀塔高度 m H B----塔底空间高度 m H d----降液管清液层高度 m H D----塔顶空间高度 m H F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 m H T----塔板间距 m l W----堰长 m Ls----液体体积流量 m3/s N----阀孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数 u----空塔气速 m/s V s----气体体积流量 m3/s W c----边缘无效区宽度 m W d----弓形降液管宽度 m W s ----破沫区宽度 m 希腊字母 θ----液体在降液管停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面力N/m φ----开孔率无因次 X`----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 m----精馏段 n-----提馏段 D----塔顶 F-----进料板 W----塔釜
苯-氯苯板式精馏塔工艺设计设计说明书
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.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.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 ο 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3 ） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ
式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103 kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。
无论是平衡蒸馏还是简单蒸馏，虽然可以起到一定的分离作用，但是并不能将混合物分离为具有一定量的高纯度产品。在石油化工生产中常常要求获得纯度很高的产品，通过精馏过程可以获得这种高纯度的产品。 精馏过程所用的设备称为精馏塔，大体上可以分为两大类：①板式塔，气液两相总体上作多次逆流接触，每层板上气液两相一般作交叉流。②填料塔，气液两相作连续逆流接触。 一般的精馏装置由精馏塔塔身、冷凝器、回流罐，以及再沸器等设备组成。进料从精馏塔中某段塔板上进人塔内，这块塔板称为进料板。进料板将精馏塔分为上下两段，进料板以上部分称为精馏段，进料板以下部分称为提馏段。 塔板的分类
板式塔是一种应用极为广泛的气液传质设备，它由一个通常呈圆柱形的壳体及其中按一定间距水平设置的若干塔板所组成。板式塔正常工作时，液体在重力作用下自上而下通过各层塔板后由塔底排出；气体在压差推动下，经均布在塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆储有一定的液体，气体穿过板上液层时，两相接触进行传质。 板式塔种类繁多，通常可分类如下： 按塔板结构分，有泡罩板、筛板、浮阀板、网孔板、舌形板等等。历史上应用最早的有泡罩塔及筛板塔，20世纪50年代前后，开发了浮阀塔板。现应用最广的是筛饭和浮阀塔板，其他不同型式的塔板也有应用。一些新型塔板或传统塔板的改进型也在陆续开发和研究中。 按气液两相的流动方式分，有错流式塔板和逆流式塔板，或称有降液管塔板和无降液管塔板。有降液管塔板应用极广，它们具有较高的传质效率和较宽的操作范围；无降液管的逆流式塔板也
常称为穿流式塔板，气液两相均由塔板上的孔道通过。塔板结构简单，整个塔板面积利用较充分。常用的有穿流式筛板、穿流式栅板、穿流式波纹板等。 按液体流动型式分，有单流形、双流形、U形流形及其他流形(如四流形、阶梯形、环流形等)。 单流形塔板应用最为广泛，它结构简单，液流行程长，有利于提高塔板效率。但当塔径或液量过大时，塔板上液面梯度会较大，导致气液分布不均，或造成降液管过载，影响塔板效率和正常操作。 双流形塔板宜用于塔径较大及液流量较大时，此时，液体分流为两股，可以减少溢流堰的液流强度和降液管负荷，同时，也减小了塔板上的液面梯度。但塔板的降液管要相间地置于塔板的中间或两边，多占一些塔板传质面积。
空分设备结构及工作原 理 Hessen was revised in January 2021
空分装置系统划分 所谓空分，就是将空气深度冷却至液态，由于液空其组分沸点各不相同，逐步分离出氧、氮、氩等等。空分装置大体可分以下几个系统： 1、空气过滤系统 过滤空气中的机械杂质，主要设备有自洁式空气过滤器。 2、空气压缩系统 将空气进行预压缩，主要设备有汽轮机、增压机、空压机等。 3、空气预冷及纯化系统 将压缩空气进行初步冷却，并去除压缩空气中的水分和二氧化碳等杂质，主要设备有空 冷塔、水冷塔、分子筛纯化器、冷却水泵、冷冻水泵等。 4、分馏塔系统 将净化的压缩空气深度冷却，再逐级分馏出氧气、氮气、氩气等，主要设备有透平膨胀 机、冷箱(内含主塔、主冷、主还、过冷器、粗氩塔、液氧泵、液体泵等) 5、贮存汽化系统 将分馏出的液氧、液氮、液氩进行贮存、汽化、灌充，主要设备有低温液体贮槽、汽化器、充瓶泵、灌充台等。 空气冷却塔结构工作原理 空冷塔（Φ4300×26895×16），主要外部有塔体材质碳钢，内部有2层填料聚丙烯鲍尔环，并对应2层布水器。 其作用是对从空压机出来的空气进行预冷。空气由塔底进入，塔顶出去，冷冻水从塔顶进入，塔顶出去，在这样一个工程中，冷冻水和空气在塔内，经布水器填料的作用充分的接触进行换热，把空气的温度降低。 水冷却塔的结构及工作原理 水冷却塔（规格Φ4200×16600×12），主要外部有塔体材质碳钢，内部有一层聚丙烯鲍尔环填料，对应一根布水管；一层不锈钢规整填料。 其作用式把从冷却水进行降温，生成冷冻水供给空冷塔。基本原理和空冷塔一样，从冷箱出来的温度较低的污氮气，进入水冷塔下部，在水冷塔内部经填料与从上部来的冷却水充分接触换热后排出，在此过程中冷却水生成冷冻水。 分子筛结构以及原理，其再生过程原理 吸附空气中的水份、CO2、乙炔等碳氢化合物，使进入空气纯净结构：卧式圆筒体、内设支承栅架、以承托分子筛吸附剂使用：空气经过分子筛床层时，将水份、CO2、乙炔等碳氢化合物吸附，净化后的空气CO2含量<1ppm；在再生周期中，先被高温干燥气体反向再生后，再被常温干燥气体冷却到常温，两分子筛成队交替使用。 预冷系统中的冷却水泵和冷冻水泵