精馏塔设计参考

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。

化工机械设计部分设计条件：设计压力0.1Mpa ，工作温度130℃，设计温度150℃，介质名称为苯—氯苯，介质密度为973㎏/3m ，基本风压300N/㎡[1]，地震烈度为8，场地类别Ⅱ，塔板数量22，塔高26m ，保温层材料厚度为100mm ，保温层密度为300㎏/3m一 塔体及封头厚度设计1壳体材料选取 该塔工作温度为130℃，设计压力为0.12Mpa ，塔体内径3400mm ，塔高21米。

介质苯-氯苯有轻微的腐蚀性，选用强度较好的16MnR ，16MnR 在设计温度下的许用应力[]t σ=170Mpa ，Rel=345Mpa ，腐蚀裕量2C =2mm ，采用双面对接焊缝，局部无损探伤，焊接系数为Φ=1.02塔体厚度计算计算压力：0.12c p M Pa = 2C mm = []170tM Pa σ= D=1.0φ= 圆筒的计算厚度：]0.124600 1.35217010.12c itcp D m mp δσφ⨯===⨯⨯--设计厚度：2 1.352 3.35d C mm δδ=+=+=考虑到其受到风载荷、地震载荷、偏心载荷和介质压力作用，取名义厚度：8n mm δ= 有效厚度：.8 2.8 5.2e n C mm δδ=-=-=3封头厚度计算 （封头采用标准椭圆形封头，材料与筒体相同）计算压力：0.12c p M Pa = 2C mm = []170tM Pa σ= 4600i D mm = 1φ=封头厚度：]0.14600 1.35217010.50.120.5c itcp D m mp δσφ⨯===⨯⨯-⨯-设计厚度：2 1.352 3.35d C mm δδ=+=+= 取名义厚度：8n mm δ=有效厚度：.8 2.8 5.2e n C mm δδ=-=-=二 塔设备质量载荷计算1 筒体、圆筒、封头、裙座的质量【8】()2222000.785(4.6164.6)227.851000236254im D D H kgπρ=⨯-=⨯-⨯⨯⨯=2附件的质量010.252375a m m kg ==3塔内构件的质量筛板塔塔盘单位质量265/N q kg m = 塔内构件的质量：22020.785 4.62265237534i m D Nq kg πN ==⨯⨯⨯=4 保温层的质量22220302()()0.785(4.816 4.616)(277)300237534i m D D H H kgπρ=⨯-⨯-⨯=⨯-⨯-⨯=5平台、扶梯的质量查得平台单位质量2150/P q kg m = 笼式扶梯单位质量40/F q kg m = 其中平台数3n =，笼式扶梯高度为26000mm 平台、扶梯的质量㎏()()222204002340210.785 4.6162 4.616150389754f p m q H D D q kgπ⎡⎤⎡⎤=⨯++-⨯⨯=⨯+⨯+-⨯⨯=⎣⎦⎣⎦6操作时物料的质量220510.785 4.60.04422973156454i m D h kg πρ==⨯⨯⨯⨯=7水压试验质量220.785 4.6(267)1000315604w i w m D H kg πρ==⨯⨯-⨯=8 操作质量：0010203040586345 am m m m m m m kg =+++++=9 全塔最大质量m max=m01+ m02+ m03+ m04+ m a+ m w=377326 10 全塔最小质量m min =m01+0.2 m02+ m03+ m04=43256kg计算前先对塔进行分段，以地面为0-0截面，裙座人孔为1-1截面，塔低封头焊缝为2-2截面，筒体分为两段,总共四段。

南京工程学院课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计课程名称化工原理院(系、部、中心)康尼学院专业环境工程班级K环境091学生姓名朱盟翔学号240094410设计地点文理楼A404指导教师李乾军张东平设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日符号说明英文字母A a——塔板开孔区面积，m2；A f——降液管截面积，m2；A0——筛孔面积；A T——塔截面积；c0——流量系数，无因此；C——计算u max时的负荷系数，m/s；C S——气相负荷因子，m/s；d0——筛孔直径，m；D——塔径，m；D L——液体扩散系数，m2/s；D V——气体扩散系数，m2/s；e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次；E T——总板效率，无因次；F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2；h1——进口堰与降液管间的距离，m；h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m；h f——塔板上鼓泡层液高度，m；h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱；h L——板上清夜层高度，m；h0——降液管底隙高度，m；h OW——堰上液层高度，m；h W——出口堰高度，m；h'W——进口堰高度，m；Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱；H——板式塔高度，m；溶解系数，kmol/(m3·kPa)；H B——塔底空间高度，m；H d——降液管内清夜层高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H F——进料板处塔板间距，m；H P——人孔处塔板间距，m；H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次；l W——堰长，m；L h——液体体积流量，m3/h；L S——液体体积流量，m3/h；n——筛孔数目；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；△P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m，t——筛板的中心距，m；u——空塔气速，m/s；u0——气体通过筛孔的速度，m/s；u0，min——漏气点速度，m/s；u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h；V s——气体体积流量，m3/h；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；x——液相摩尔分数；X——液相摩尔比；y——气相摩尔分数；Y——气相摩尔比；Z——板式塔的有效高度，m。

设计数量职务姓名日期制图校核审核审定批准比例图幅1∶20A1版次设计项目设计阶段毕业设计施工图精馏塔重量（Kg）单件总重备注件号图号或标准号名称材料12345基础环筋板盖板垫板静电接地板14824241Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A·F 16MnR Q235-A 67891011121314151617JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97HG5-1373-80引出孔 φ159×4.5引出管 DN40法兰 PN1.0，DN40排气管 φ80接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20液封盘塔釜隔板筒体 φ1600×16进料管 DN32法兰 PN1.0，DN32吊柱111411111111 6.723.931.55322.794.2374.19140.62.975.382.364.671.170.411.0321.9376181210.692.02380Q235-A·F Q235-A 1111111311177511组合件16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 45Q235-A·F Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A 组合件Q235-A 111111224Q235-A 16MnR Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A Q235-A181920212223242526272829303132333435363738394041扁钢 8×16HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93HG8162-87JB/T4737-95HG20594-97HG20594-97GB/T3092-93GB/T3092-93GB/T3092-93JB/T4736-95HG21515-95HJ97403224-3HJ97403224-7JB/T4734-95JB4710-92JB4710-921Q235-A HG20652-1998JB/ZQ4363-86上封头DN1600×16接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20出气管 DN600法兰 PN1.0，DN600接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20气体出口挡板回流管 DN45法兰 PN1.0，DN45补强圈 DN450×8人孔 DN450塔盘接管 DN20，L=250法兰 PN1.0，DN20下封头DN1600×16裙座筒体法兰 PN1.0，DN20引出管 DN20引出孔 φ133×4检查孔排净孔地脚螺栓M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.616.944.3δ=81406234541393837789101112363534333213143115163029172827262524231819202122abcdefighj1klnm5m7ⅥⅤⅣⅢⅡⅠ技术要求1、本设备按GB150-1998《钢制压力容器》和HG20652-95《钢制化工容器制造技术要求》进行制造、试验和验收，并接受劳动部颁发《压力容器安全技术监察规程》的监督；2、焊条采用电弧焊，焊条牌号E4301；3、焊接接头型式及尺寸，除图中标明外，按HG20583-1998规定，角焊缝的焊接尺寸按较薄板厚度，法兰焊接按相应法兰中的规定；4、容器上A、B类焊缝采用探伤检查，探伤长度20%；5、设备制造完毕后，卧立以0.2MPa进行水压试验；6、塔体直线允许度误差是H/1000，每米不得超过3mm，塔体安装垂直度允差是最大30mm；7、裙座螺栓孔中心圆直径允差以及相邻两孔或任意两弦长允差为2mm；8、塔盘制造安装按JB1205《塔盘技术条件》进行；9、管口及支座方位见接管方位图。

第一章生产工艺流程的确定本设计的任务为分离正庚烷和正辛烷混合物的精馏塔设计。

对于此二元混合物的分离，采用常压下的连续精馏操作装置。

本设计采用饱和蒸汽进料，将原料以饱和蒸汽状态送人精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液体在泡点下一部分经回流装置回流至塔内，其余的部分经产品冷凝冷却器冷凝冷却后送人储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比为最小回流比的2倍。

本设计带控制点的生产工艺流程图见附图-1。

第二章精馏塔2.1 精馏塔的物料衡算通过查阅资料知，一个大气压下，正庚烷的沸点为98.4℃，正辛烷的沸点125.6℃，所以混合液中，正庚烷是易挥发成分。

2.1.1已知条件:混合液的流量：F=12t/h正庚烷的含量：x F=0.42正庚烷的回收率：φ=0.98釜残夜中正庚烷的含量：x w =0.032.1.2物料衡算过程：混合液的平均相对分子质量：M F=0.42*100+0.58*114=108.12Kg/kmol混合液的流量：F=12*1000/108.12=110.99Kmol/h总物料衡算：110.99=D+W110.99*0.42=D* x D +W* x w0.98=D* x D /F*x F计算结果：D=79.77 W=31.22 x D=0.5732.2 塔板数的确定2.2.1塔板理论数N T的求取正庚烷—正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论板层数。

（1）由资料查得正庚烷—正辛烷在101.3KPa的气液平衡数据如下:温度（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0y: 1.0 0.810 0.673 0.491 0.280 0.0绘出x-y图，见附图2。

（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在附图2中对角线上，自点e（0.42,0.42）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标y q = 0.42 x q=0.26最小回流比为R min= (x D- y q )/ (y q - x q)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96取操作回流比为R=2 R min=2*0.96=1.92（3）求精馏塔的气液负荷线L=RD=1.96*79.77=156.35V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93L=L=156.35V=V-F=232.93-110.99=122.0(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为y=L x /V + D x D /V =0.658x+0.196提馏段操作线方程为y=L x /V -W x W /V =1.282x-0.008(5)图解法取理论板层数采用图解法取理论板层数，如附图2所示。

精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 (1)1.1工艺条件 (1)1.2设计方案的确定 (1)2塔体设计计算 (3)2.1有关物性数据 (3)2.2物料衡算 (6)2.3塔板数的确定 (6)2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (10)2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (13)2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (17)2.7塔板流体力学验算 (21)2.8负荷性能图 (25)2.9精馏塔接管尺寸计算 (31)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (36)3.1原料预热器的设计 (36)3.2回流冷凝器的设计和选型 (39)3.3釜塔再沸器的设计和选型 (44)3.4泵的选择 (47)3.5筒体与封头 (48)1设计概述1.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。

所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。

（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。

母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。

精馏塔设计在常压连续筛板精馏塔中精馏分离含苯41%的苯，甲苯混合液，要求塔顶馏出液中含甲苯量不大于4%，塔底釜液中含甲苯量不低于96%（以上均为质量分数）。

已知参数：苯、甲苯混合液处理量，4t/h;进料状态，自选；回流比，自选；塔顶压强，4kpa(表压)；热源，低压饱和水蒸气；单板压强，不大于0.7kpa.主要基础数据：(3)饱和蒸汽压P:苯、甲苯的饱和蒸汽压可用方程Antoine 求算，即log BP A t C=-+,式中：t-物系温度℃；P-饱和蒸汽压苯与甲苯的液相密度ρL算塔主要接管尺寸。

设 计 计 算 一、精馏流程的确定苯、甲苯混合料液经原料预热器加热后，送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。

二、塔的物料衡算（一）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率4178.110.45415978.1192.13F x ==+9678.110.96696478.1192.13D x ==+178.110.011819978.1192.13W x ==+（二）平均分子量M F =0.45×78.11+（1－0.45）×92.13=85.82㎏/kmolM D=0.966×78.11+(1－0.966) ×92.13=78.59㎏/kmol M W=0.0118×78.11+(1－0.0118) ×92.13=91.97㎏/kmol （三）物料衡算总物料衡算 D'+W'=4000易挥发组分物料衡算 0.96×D'+0.01 W'=0.41×4000 联立以上二式得：F'=4000 /kg h F=4000/85.82=46.61 /kg h D'=1684.2 /kg h D=1684.2/78.59=21.43 /kg h W'=2315.8 /kg h W=2315.8/91.97=25.18 /kg h三、塔板数的确定（一）理论塔板数N T 的求取苯、甲苯属理想物系，可采用M.T.图解法求N T 。

精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 (1)目录 (1)1设计概述 (1)1.1工艺条件 (1)1.2设计方案的确定 (1)2塔体设计计算 (3)2.1有关物性数据 (3)2.2物料衡算 (6)2.3塔板数的确定 (6)2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (10)2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (13)2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (17)2.7塔板流体力学验算 (21)2.8负荷性能图 (25)2.9精馏塔接管尺寸计算 (31)3精馏塔辅助设备的设计和选型 (36)3.1原料预热器的设计 (36)3.2回流冷凝器的设计和选型 (39)3.3釜塔再沸器的设计和选型 (44)3.4泵的选择 (47)3.5筒体与封头 (48)1设计概述1.1工艺条件（1）生产能力：2836.1kg/d（料液）（2）工作日：250天，每天4小时连续运行（3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。

所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同）（4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。

（5）进料温度：泡点（6）加热方式：间接蒸汽加热（7）塔顶压力：常压（8）进料热状态：泡点（9）回流比：自选（10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压）（11）单板压降≤0.7kPa1.2设计方案的确定（1）、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。

母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。

广西大学化学化工学院化工原理课程设计任务书专业：班级：姓名：学号：设计时间：设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。

2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。

因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。

3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。

4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。

5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。

6．操作回流比R=（1.1——2.0）R。

min设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。

2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。

3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。

指导教师：时间1设计任务1.1 任务1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。

2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。

因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。

3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。

4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％(质量分率)。

5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。

6．操作回流比R=(1.1—2.0)R。

min1.1.3 设计任务1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。

2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。

3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。

1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。

学号:200620515070（前言工业生产过程中，两种物流之间热的交换通过换热器实现。

在石油、化工、食品加工、轻工、制药等行业的生产过程中，换热器是通用工艺设备，可用作加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，换热器类型，性能各异，但设计所依据的传热基本原理相同，不同之处是在结构设计上需要根据各自设备特点采用不同的计算方法。

为此，本次仅对设计成熟，应用广泛的列管式换热器的工艺设计作介绍。

列管式换热器的应用已有悠久的历史。

在很多工业部门中，列管式换热器仍处于主导地位，随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，换热器的设计、制造、结构改进及传热机理的研究十分活跃，一些新型的高效换热器相继问世。

本次设计任务是年产3.4万吨酒精精馏系统换热器设计，其中包含了生产工艺流程中五个换热器：原料预热器，塔顶全凝器，塔底冷却器，塔顶冷却器和再沸器。

选取了三个换热器对其进行了精算，经反复选择与核算之后，选取了合适的换热器类型及其结构尺寸等其他工艺指标要求。

对其余两个换热器做了冷热流体的物料衡算，以及对换热器的初步选型。

此次设计参考了较多的文献资料，结合实际生产需求采用了科学严谨的计算方法和精确严密的计算步骤，设计出了较符合生产需求，经济实惠，安全可靠，操作简便，易于清洗、维修的列管式换热器。

编者2009-7-15第一章概述1.1设计设备在生产中的作用在工业生产中，要实现热量的交换，须采用一定的设备，此种交换热量的设备称为换热器。

换热器作为工艺过程必不可少的单元设备，广泛地应用于石油、化工、动力、轻工、机械、冶金、交通、制药等工程领域中，据统计，在现代石油化工企业中，换热器投资约占装置建设总投资的30%-40%；在合成氨厂中，换热器占全部设备总台数的40%，由此可见，换热器对整个企业的建设投资及经济效益有着重要的影响。

1.2设计工艺流程示意图图解：原料液通过原料液预热器预热后进入精馏塔，被成功加热后成为原料蒸汽进入塔顶冷凝器被冷却水冷却成为液体，再进入分配器，经过二次冷却成为产品进入贮罐。

---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3)二．操作条件 (3)三．塔板类型 (3)四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。

一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6)板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 算 ......................................... 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................... 七．塔板负荷性能图 ...............................................筛板塔设计计算结果 .....................错误！未定义书签。