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精馏塔的设计

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1

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：xF=0.42

正庚烷的回收率：φ=0.98

釜残夜中正庚烷的含量：xw =0.03

2.1.2物料衡算过程：

混合液的平均相对分子质量：MF=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+W

110.99*0.42=D* x

D +W* xw

0.98=D* x

D /F *xF 2

计算结果：D=79.77 W=31.22 x

D=0.573

2.2 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（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6

X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0

y: 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

yq = 0.42 xq=0.26

最小回流比为

Rmin= (x

D- yq )/ (yq - xq)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96

取操作回流比为

R=2 Rmin=2*0.96=1.92

（3） 求精馏塔的气液负荷线

L=RD=1.96*79.77=156.35

V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93

L=L=156.35

V=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。求解结果为

总理论板层数 NT=7 (包括再沸器)

进料板位置 NF=2

3

2.2.2实际板层数的求取

由后面的操作温度的计算知：t=114.61

在此温度下，

正庚烷的粘度μ1=0.190

正辛烷的粘度μ2=0.235

平均粘度μ=0.42*0.190+0.58*0.235=0.2161

精馏塔的总效率为

E

T=0.17-0.616lg μ = 0.580

精馏段的实际板数为 N

精=1/0.580=1.7≈2

提馏段的实际板数为 N

提=6/0.580=10.3≈11（包括再沸器）

去掉再沸器后，提馏段实际曾数为N

提=10

2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1操作压力的计算

（1）精馏段段的操作压力

塔顶的操作压力 P

D=101.3+4=105.3 KPa

每层塔板压降 △P=0.7KPa

进料板压力 P

F=105.3+0.7*2=106.7 KPa

精馏段的平均压力Pm=(105.3+106.7)/2=106.0 KPa

(2) 提馏段段的操作压力

进料板压力 105.3+0.7*2=106.7 KPa

塔底的压力 P

D=106.7+0.7*10=113.7 KPa

提馏段的平均压力Pm=(113.7+106.7)/2=110.2 KPa

2.3.2操作温度的计算

进料板温度 (120-115)/(15.7-31.1)=( t

F-120)/(42-15.7)

求得t

F=111.46℃

同理求得，

塔顶温度 t

D=102.54℃

塔底温度t

W=126.67℃ 4

精馏段的平均操作温度tm=( t

D+t

F) /2=107.00℃

提馏段的平均操作温度tm=( t

W+t

F) /2=119.07℃

2.3.3平均摩尔质量的计算

（1）精馏段的平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量的计算

由x

D=y

1=0.573,查平衡曲线（附图2）得

X

1=0.390

M

VDm=0.573*100+(1-0.573)*114=105.98 Kg/kmol

M

LDm=0.390*100+(1-0.390)*114=108.5Kg/kmol

进料板平均摩尔质量的计算

由图解理论板（见附图2）得

yF=0.570

查平衡曲线得

xF=0.390

M

VFm=0.570*100+(1-0.570)*114=106.02 Kg/kmol

M

LFm=0.390*100+(1-0.390)*114=108.54 Kg/kmol

综上解得精馏段的平均摩尔质量

M

Vm=（105.98+106.02）/2=106.00 Kg/kmol

M

Lm=（108.54+108.54）/2=108.54Kg/kmol

(2)提馏段的平均摩尔质量计算

已求得进料板的平均摩尔质量

M

VFm=106.02 Kg/kmol M

LFm=108.54 Kg/kmol

由平衡曲线解得塔底 x

w= 0.03 y

w=0.058

M

Vwm=0.058*100+(1-0.058)*114=113.19 Kg/kmol

M

Lwm=0.03*100+(1-0.03)*114=116.97Kg/kmol

综上求得提馏段的平均摩尔质量

M

Vm=（113.19+106.02）/2=109.61 Kg/kmol

M

Lm=（116.97+108.54）/2=112.76Kg/kmol

2.3.4平均密度的计算

（1） 精馏段平均密度的计算 5

•气相平均密度的计算

由理想状态方程计算，即

Pm M

Vm/RTm=106.0*106.00/8.314*(107.00+273.15)

ρ

vm=3.56kg/m3

液相平均密度的计算

液相平均密度以1/ρ

Lm=∑a

i/ρ

i计算

•塔顶液相平均密度

由t

D=102.54℃ 查手册得

ρ

A=605.0 kg/m3 ρ

B=605.0 kg/m3

ρ

LDM=1/(0.548/605.0+0.452/630.0)=615.4 kg/m3

•进料板液相平均密度

由t

F=111.46℃ 查手册得

ρ

A=596 kg/m3 ρ

B=620 kg/m3

ρ

LFM=1/(0.359/596+0.641/630.0)=605.8kg/m3

综上得精馏段液相平均密度

ρ

LM=(615.4+605.8)/2 =610.6kg/m3

(2) 提馏段液相平均密度的计算

进料板液相的密度已求得ρ

LFM==605.8kg/m3

塔底液相的密度

由t

F=126.67℃ 查手册得

ρ

A=585.0kg/m3 ρ

B=605.0 kg/m3

ρ

LWM=1/(0.026/585.0+0.974/605.0)=604.5kg/m3

综上求得提馏段液相平均密度

ρ

LM==605.15kg/m3

2.3.5液体平均表面张力的计算

液体平均表面张力以下式计算，即

ς=ΣXi*ςi

（1）精馏段液体平均表面张力 6

塔顶液体平均表面张力

由t

D=102.54℃,查手册得

ς

A =12.2mN/m ς

B=14.4mN/m

ς

LDM=12.2×0.573+14.4×0.427=13.11mN/m

进料板液体平均表面张力

由t

F=111.46℃,查手册得

ς

A 11.5mN/m ς

B=13.4mN/m

ς

LFM=11.5×0.390+13.4×0.610=12.66mN/m

综上求得精馏段的液体平均表面张力

ς

LM=(13.11+12.66)/2=12.89 mN/m

（2）提馏段液体平均表面张力

已求得进料板液体平均表面张力

ς

LFM=12.66mN/m

塔底液体平均表面张力

由t

W=126.67℃,查手册得

ς

A 10.0mN/m ς

B=12.4mN/m

ς

LFM=10.0×0.03+12.4×0.97=12.33mN/m

综上求得提馏段的液体平均表面张力

ς

LM=(12.33+12.66)/2=12.50 mN/m

2.3.6液体平均粘度的计算

液体平均粘度以下式计算，即

lgμ

LM=ΣXi*μ

i

(1) 精馏段液体平均粘度

•塔顶液体平均粘度

由t

D=102.54℃,查手册得

μ

A=0.198 mPa•s μ

B=0.245 mPa•s

lgμ

LM=0.573×0.198+0.427×0.245=−0.6638

解得μ

LM=0.217 mPa•s

•进料板液体平均粘度

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精馏塔的配管设计

精馏塔的配管设计

龙源期刊网

精馏塔的配管设计

作者：周东旭

来源：《中国化工贸易·中旬刊》2018年第08期

摘 要：介绍了精馏塔在装置工艺流程中的地位和作用以及与相关设备的关系。详细描述了精馏塔的管道设计。在管道初步设计中，主要分析了精馏塔的安装高度，喷嘴方向和梯子平台设计以及精馏塔的适用情况，塔内液体液面变化，精馏塔的各种接口配置，以及实验时各种危险注意事项。在管道的详细设计中，主要分析了精馏塔架上主管道和管架的设计，以及附近塔管架链接情况。

关键词：精馏塔；设备布置；附塔管线；工艺流程；管口方位

精馏塔是典型的装置，通常放在冷区，主要包括塔架与塔架设备之间的管道关系，还包括塔架，平台，人孔及塔架各种仪表和阀门的设计。精馏塔的建筑，操作和维护的要求应该更加人性化。精馏塔管道初步设计管道专业设计人员应学习如何在塔设备数据表中提取初步设计信息，并根据数据表中的信息尽可能多地构建详细模型。

1 侧面的展开

作者以典型的精馏塔为例介绍了塔的侧扩设计方法。①精馏塔的安排。为了说明设计方法，首先给出典型的布置，并划分操作区域和确认精馏塔安装高度，即考虑精馏塔的内部压力和塔内流体的重力。当用泵泵送底部液体时，塔的高度应由泵所需的NPSH和吸入管的压降确定。塔架的安装高度也应满足底部管道的安装和操作要求，基面一般应高出地面0.2 m；②展开精馏塔的侧面。精馏塔的侧面根据塔的周长和高度展开，角度是水平轴，托盘是垂直轴，塔的侧面成为坐标图，为下一步安排做好准备喷嘴线和平台。

2 精馏塔的管口布置

根据托盘的类型和特性布置喷嘴：①蒸馏塔体上的开口数远远高于其他设备。应详细了解塔的工艺要求和内部结构，并且操作和维护所需的操作侧和管道可大致分为塔架周围。在顶盖的中间，安全阀的开口和通风管的开口通常布置在塔顶的气相开口附近，并且通风管的开口也可以布置在精馏塔顶部气相管最高水平段的顶部；②塔的回流口：顶部再循环或中间再循环口通常布置在托盘上方的管道侧面；③进料口：进气口通常设置在塔板上方，与降液管平行，当气流速度高时，应设置分配管。气液混合相进料口通常布置在托盘上方，并提供分配管。当流速高时，应进入切线并安排螺旋导板。汽提蒸汽开口通常设置在汽提段塔盘下方，并添加气体分配管；④再沸器油气回收口应位于塔的中心线上，并与液体接收槽平行布置；如果不可能，则将其放置在与液体接收槽平行的另一侧，两个开口与液体容纳槽平行布置，并且两个开口在相反的方向上。二个溢流盘的开口，三重溢流盘的再沸器油气返回口和四个溢流盘的开口应设置在液体接收槽之间并与之平行；⑤抽取口：侧线产品抽出口应布置在导管下方的弧内，应提龙源期刊网

【清华】精馏塔设计

【清华】精馏塔设计

精品文档 1 乙二醇分离塔精馏段具体设计

1 工艺参数

乙二醇分离塔T105的操作条件及工艺参数见表1。

表1：乙二醇分离塔T105操作条件工艺参数一览表

操作压力 蒸出比 进料状态 理论板数 进料位置

0.3 MPa 5.25 液体进料 21 11

2 设备选型

精馏塔主要有板式塔和填料塔两大类，二者各有优缺点，要根据具体情况进行选择。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。一般来说，易起泡、有腐蚀性、热敏性的物质，或者液体负荷较大时选用填料塔；而当物料中有悬浮物，要求操作弹性较大时选用板式塔。根据经验，对于多数情况，塔径大于800mm时，宜用板式塔；小于800mm时，则可用填料塔。但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。同样，塔径小于800mm时，也有使用板式塔的。

乙二醇分离塔的液相负荷不大，但气相负荷较大，因而导致塔径较大，同时这里要求操作弹性，因而最终选择了板式塔。

3 乙二醇分离塔精馏段详细设计

3.1 基本水力学数据

根据Aspen Plus模拟的结果，将精馏段各理论板上的气液负荷及物性数据列于表2。

表2：Aspen Plus模拟得到的各理论板上的气液负荷及物性数据

塔板 液相体积流率/(m3/hr) 气相体积流率/(m3/hr) 液相密度/(kg/m3) 气相密度/(kg/m3) 液相粘度/Pa·s 液体表面张力/(N/m)

1 60.5387 5.2785 845.0941 0.3012 0.001121 0.025641

2 46.3458 16273.9241 704.2973 3.1438 0.000265 0.016109

3 46.3353 19085.6392 704.3378 3.1445 0.000265 0.016110

4 46.3272 19083.1163 704.3705 3.1446 0.000265 0.016112

精馏塔控制系统设计

精馏塔控制系统设计

Hefei University

《化工仪表及自动化》

过程考核之三——设计

题

目：

精馏塔控制系统设计，

系 别：

班 级：

姓 名：

学 号：

教 师：

日 期：

目录

Hefei University .......................................................................................................................... 1

化工班：《化工仪表及自动化》..................................................................................................... 1

过程考核之三——设计................................................................................................................... 1

一、 概述................................................................................................................................... 3

二、 内容................................................................................................................................... 3

三、 说明................................................................................................................................... 3

精馏塔设计流程图

精馏塔设计流程图

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-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-A·F16MnRQ235-A67891011121314151617JB4710-92GB/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1114111111116.723.931.55322.794.2374.19140.62.975.382.364.671.170.411.0321.9376181210.692.02380Q235-A·FQ235-A1111111311177511组合件16MnRQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-A45Q235-A·FQ235-AQ235-AQ235-AQ235-A组合件Q235-A111111224Q235-A16MnRQ235-AQ235-AQ235-AQ235-AQ235-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-AHG20652-1998JB/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。技术特性表管口表总质量：27685 Kgem1-7afighj2nj4lj3kj1bcdj3序号项 目指 标1110987654321设计压力 MPa设计温度 ℃工作压力 MPa工作温度 ℃工作介质主要受压元件许用应力 MPa焊缝接头系数腐蚀裕量 mm全容积 m容器类别0.11500.027102筒体、封头、法兰1700.58157.9327符号公称尺寸连接尺寸标准紧密面型式用途或名称bcdefghij1-4klm1-7n2060020453220202020402045040HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG21515-95凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹凹温度计口气相出口压力计口回流口进料口液面计口液面计口温度计口排气管口至再沸器口出料口人孔再沸器返回口313028263335373929273234363840414243444546474849505125242322212019181716151312111098765432114m6m7m5m4m3m2m1123453031323334355051管口方位示意图A、B类焊缝1：2整体示意图1：2ⅥⅤ1：51：5ⅣABB向A向Ⅲ1：5Ⅱ1：5Ⅰ1：10平台一平台二572901