精馏塔及其附属设备的计算参考设计书

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。

筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备需要考虑以下几个方面：1. 塔的结构设计：塔的结构设计需要考虑筛板的密度和布置方式，以及塔内的液相分布和气相分布情况。

同时还需要考虑塔的材质选择，以确保其能够承受高温高压下的操作条件。

2. 进料预处理设备：在筛板式连续精馏塔的进料管路上通常安装有进料预处理设备，如加热炉、换热器等，用于提高进料的温度和压力，以便于进料进入塔内后更好地与塔内的汽液进行接触和混合。

3. 冷凝器：筛板式连续精馏塔的顶部通常会安装有冷凝器，用于将塔顶的蒸汽冷凝成液体，以便于分离和收集。

冷凝器可以采用不同的结构形式，如管式冷凝器、板式冷凝器等。

4. 分离塔的废气处理设备：在筛板式连续精馏塔的顶部会产生一些有机物的废气，为确保环境安全和节能减排，一般会设置废气处理设备，如冷凝器、吸收塔等，对废气进行处理和回收利用。

5. 再沸器和回流器：为了提高分馏效率，一般会在筛板式连续精馏塔的底部设置再沸器和回流器，用于将部分塔底的液体回流到塔顶，以提高分馏塔的塔板数和提高分离效率。

总的来说，筛板式连续精馏塔及其主要附属设备的设计需要考虑塔的结构设计、进料预处理设备、冷凝器、废气处理设备、再沸器和回流器等多个方面，以确保塔的正常运行和高效分离。

筛板式连续精馏塔是一种重要的化工分离设备，广泛应用于石油化工、化学工程、精细化工等多个领域。

它能够对混合物进行高效分离，是实现分馏、提纯和回收的重要工具。

在设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备时，需要考虑塔的结构设计、进料预处理设备、冷凝器、废气处理设备、再沸器和回流器等多个方面。

首先，塔的结构设计需要综合考虑筛板密度、布置方式、塔内的液相和气相分布情况。

筛板在塔内起到了重要的阻挡和分隔作用，通过筛板的结构和布置使得气体和液体可以进行充分的接触和混合，从而实现组分的分离。

另外，塔的材质选择也非常重要，需要选择耐腐蚀、耐高温、耐压等特性的材料，以确保塔的安全稳定运行。

一、设计概述1.1设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计1.2工艺条件:生产能力：h5574（料液）4.kg年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（摩尔分率）产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液1%丙酮（质量分率）操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： R/Rmin=1.51.3工艺流程图丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。

塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图二、塔的工艺计算1.1查阅文献，整理有关物性数据1.1.1水和丙酮的性质温度50 60 70 80 90 100 水粘度0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248mpa0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160丙酮粘度mpa温度50 60 70 80 90 100 水表面67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4张力19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3丙酮表面张力温度50 60 70 80 90 100 相对密0.760 0.750 0.735 0.721 0.710 0.699由以上数据可作出t-y（1.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 A M =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol平均摩尔质量M F =0.25⨯58.08+（1-0.25）⨯18.02=28.035 kg/kmol M D = 0.968⨯58.08+ (1-0.968) ⨯18.02=56.798 kg/kmol M W =0.00312⨯58.08+（1-0.00312）⨯18.02=18.14kg/kmol84.198035.284.5574==F Kmol/h25.0=F x 968.002.18/01.008.58/99.008.58/99.0=+=D x 00312.002.18/99.008.58/01.008.58/01.0=+=W x2.1全塔物料衡算与操作方程2.1.1全塔物料衡算W D F +=F D W Fx Dx Wx =+代入数据的： W D +=84.198W D 00312.0968.025.084.198+=⨯ 解得：D=50.88Kmol/h W=147.96Kmol/h 根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：c td 055.56= (塔顶第一块板) 0.968D x = 10.968y = 10.95x =设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上： 0.968A y = 0.95A x = 0.032B y = 0.05B x = 可得： ()/ 1.59/A AAB D B By x a y x ==c t f 064.12= (加料板) 25.0=F x 82.0=F y假设物质同上：82.0=F y 25.0=F x 18.0=B y 75.0=B x 可得： 7.13)(==BB AA F AB x y x y ac t w 099.94=(塔底) 00312.0=W y假设物质同上： 00312.0=A x 99688.0=B y 99688.0=B x 可得： 1)(==BB AA W AB x y x y a所以全塔平均挥发度： 8.217.1359.13=⨯⨯=a 泡点进料，所以：()⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=F D F D x x a x x a R 1111min代入数据得：()07.225.01968.018.225.0968.018.21min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=R令min 5.1R R = 所以1.307.25.1=⨯=R2.1.2操作线方程精馏段 111D n n x Ry x R R +=+++= 0.756Xn+0.236 W nWnF n nWn nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q y -+--++=+L 1提馏段：因为泡点进料，所以q=1,且nD nL q R q ⋅=代入数据00221.0709.11-=+n n x y通过已获得的精馏段和提馏段的操作线方程，进行逐板计算，确定给定条件下完成规定分离要求所需要的理论板数T N ，数据如下表所示：y1= 0.968 x1= 0.915279879 y2= 0.928138445 x2= 0.821833611 y3= 0.85748395 x3= 0.682422789 y4= 0.752075767 x4= 0.52001292 y5= 0.629278061 x5=0.377423531 y6= 0.521466572 x6= 0.280153503 y7= 0.447920942 x7= 0.224663408 y11= #VALUE! X7= 0.224663408 y12= 0.381798143 0.180710321 y13= 0.306670323 0.136419582 y14= 0.230965363 0.096870784 y15= 0.163365674 0.065191328 y16= 0.109216839 0.041951461 y17= 0.069493563 0.025979761 y18= 0.042193569 0.01548927 y19= 0.024262457 0.008802458 y20= 0.012832871 0.004621293 y21=0.0056861190.002038207通过该表的数据表明，总理论板层数块21=T N ，进料板位置7=F N2.1.3操作温度、全塔效率的估算塔顶温度：56.55D t C =︒； 进料板的温度：64.12F t C =︒； 塔底的温度：99.94W t C =︒（1）精馏段平均温度：160.335C 2D Fm t t t +==︒ （2）提馏段平均温度：282.03C 2F W m t tt +==︒查60.3350C 时，丙酮-水的组成0.175y =水 0.757x =水 0.825y =丙酮 0.243x =丙酮查前面物性常数（粘度表）：60.335 0C 时， s mPa u .44.0=水 s mPa u .24.0=丙酮 所以 289.024.0757.044.0243.0=⨯+⨯==∑i i u x u 精所以 51.0289.08.249.0245.0-)(=⨯=）（精T E查82.030C 时，丙酮-水的组成52.0=水y 97.0=水x 48.0=丙酮y 03.0=丙酮x 所以 326.003.019.097.033.0=⨯+⨯==∑i i u x u 提所以 50.0326.08.249.0245.0-)(=⨯=）（精T E 3.1实际塔板数实际塔板数T TP E N N =（1）精馏段：7.1151.06==R N ，取整12块，考虑安全系数加一块为13块。

目录摘要 (2)前言 (3)第一章精馏塔及其主要附属设备设计 (4)第二章精馏塔的设计计算 (5)2.1 精馏流程的确定 (5)2.2 塔的物料衡算 (5)2.3 塔板数的确定 (6)2.4 塔工艺条件及物性数据计算 (8)2.4.1 理论板N T的求法 (8)2.4.2 全塔效率T E (9)2.4.3 实际板数N (10)第三章精馏塔气液负荷计 (11)第四章塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (12)4.1塔径D (13)4.2溢流装置 (13)4.3塔板布置 (15)4.4液相负荷上限线 (15)4.5塔有效高度 (16)第五章精馏塔的工艺设计计算结果总表 (20)第六章精馏塔的的附属设备及接管尺寸 (21)参考文献 (24)附录1 中文翻译 (25)附录2 英文原文 (25)摘要塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。

根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。

板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。

此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。

工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等关键字精馏塔；浮阀塔；板式精馏塔；化工生产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。

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。

22 附属设备的的计算及选型. (25)设计感想 (26)苯-氯苯精馏塔的工艺设计一．设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。

4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤ 0.7kPa。

厦门大学化工系课程设计—机械部分计算说明书设计题目：甲醇精馏塔专业：化工工艺学号：姓名：2005年07月23日目录一、前言 (3)二、塔设备任务书 (4)三、塔设备计算 (4)(一)选择塔体和裙座材料………………………………………,4(二)计算筒体和封头壁厚 (4)(三)塔高计算 (5)(四)塔设备质量载荷计算 (5)(五)风载荷与风弯矩计算………………………………………,7(六)地震载荷与地震弯矩计算 (8)(七)偏心载荷与偏心弯矩计算 (9)(八)最大弯矩计算 (9)(九)危险截面的强度和稳定性校核 (9)(十)基础环设计 (11)(十一)地脚螺栓计算 (13)四、计算结果表 (14)五、参考文献 (14)六、符号表 (14)七、结束语 (15)一、前言塔设备设计包括工艺设计和机械设计两方面，本课程设计是把工艺参数、尺寸作为已知条件，在满足工艺条件的前提下，对他设备进行强度、刚度和稳定性计算，并从制造、安装、检修、使用等方面出发进行结构设计。

本设计采用的是填料塔。

二、塔设备任务书三、 塔设备计算(一) 选择塔体和裙座材料由于设计压力P ＝0.05MPa （表压）属于低压分离设备，属于一类容器；介质腐蚀性小，故选用Q235-A 号钢材作为材料。

(二) 计算筒体和封头壁厚1. 筒体壁厚按强度条件，筒体所需厚度0.034000.0622[]21130.850.03i C tPD mm P δσφ⨯===-⨯⨯- 式中：[]t σ－Q235A 在温度为150℃时的许用应力，查表得[]t σ为113MPa φ－塔体焊缝系数，采用双面对接焊，局部无损探伤，查表得φ＝0.85 C 1－钢板壁厚负偏差，估计壁厚在8mm 左右，查表得C 1＝0.8 C 2－腐蚀裕量，为腐蚀速率⨯设计年限＝0.1⨯20＝2mm 上述数值代入上式可得：min 0.034000.0622[]21130.850.03i C t PD P δδσφ⨯===<-⨯⨯-按刚度要求，取min 3mm δ=，考虑到此塔较高，安装地区风载荷较大，而塔的内径较小，故增加壁厚。

第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。

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。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。

3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。

（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。

32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。

hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。

一、前言精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，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。

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。

本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，调试塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，换热器和泵及各种接管尺寸的选用是否正确，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

二．设计任务书1．设计题目精馏塔及其主要附属设备设计2．工艺条件生产能力：25吨/小时（料液）年工作日：300工作日原料组成：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：饱和液体泡点进料加热方式：直接蒸汽加热塔型：板式塔3．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，理论塔板效率，实际塔板数等。

3．主要设备的工艺尺寸计算；板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。

4．流体力学计算；流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

5.主要附属设备设计计算及选型.4.设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总5.参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。

三．精馏塔的设计计算【主要基础数据】:【设计计算】1.设计方案的确定本设计任务为分离二硫化碳——四氯化碳混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用饱和液体泡点进料，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。

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。

环己酮精馏塔设计计算说明书一设计方案确定 (3)二已知物料条件 (3)三实际塔板数计算 (4)四塔径计算 (7)五塔体主要工艺结构计算 (9)六塔板流体力学验算 (12)七塔板负荷性能图 (13)八主要接管尺寸计算 (15)九除沫器设备设计 (16)十塔总体结构强度核算 (16)十一设计结果概要 (21)参考文献 (22)一、设计方案确定（一）塔型：选择轻型浮阀塔浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点：处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强降小，液面梯度小，使用周期长，结构简单，便于安装，其制造费用为泡罩塔的60%～80%，但为筛板塔的120%～130％。

F1型浮阀塔结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。

轻阀虽然操作稳定性较重阀差，但是其压降小，而精馏环己酮要求压力降很低。

综上所述，选择F1型轻阀浮阀塔。

（二）进料状态：泡点进料因为泡点进料会使塔的操作比较容易控制，不受季节气温影响。

环己酮混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分回流，其余出料得到塔顶产物。

（三）加热方式：间接蒸汽加热（四）操作压力：真空精馏在常压下，环己酮的沸点是155.7℃，环己醇的沸点是161.1℃，相差不大，需在真空下操作。

二、已知物料条件由物料衡算（详见《物料衡算》说明书），得到环己酮塔的物料条件如下：分割，以环己酮和环己醇为关键组分，其中环己酮是轻关键组分，环己醇重关键组分,比环己酮要轻的轻质油和环己烷全部从塔顶出来,而X 油全部从塔釜出来。

关键组分中,以环己酮组分作为计算的依据。

(一) 摩尔分数：6369.0=F x 9945.0=D x 043.0=B x(二) 摩尔流量：总的摩尔流量: h kmol D /571.141= h kmol B /245.85= h kmol F /816.226= 分开两个塔后的摩尔流量：h kmol D /78.70= h kmol B /625.42= h kmol F /4.113=(三) 分子量：kmol kg M F /99.98= kmol kg M D /11.98= kmol kg M B /46.100=(四) 塔顶的压强:根据气液平衡数据,要取得良好的分离效果,必须在高真空的条件下分离,由气液平衡效果,故取Mpa P m 0053.0=(五) 温度（查t-x-y 图）塔顶：C t D ︒=70， 塔釜：C t W ︒=125， 进料：C t F ︒=104三、实际塔板数的计算(一) 理论塔板数T N 的求取（图解法）1. 环己酮气液平衡数据作x-y 图（数据来自《己内酰胺生产及应用》 [8]）由上述梯级图求得理论板数为18.5块(包括再沸器)2. 最小回流比min R从图上读得操作线与平衡线的交点坐标是(0.6369，0.7802)496.16369.07802.07802.09946.0'''min =--=--=x y y x R D3. 精馏段方程取634.2496.176.176.1min =⨯==R R2737.01634.29946.01=+=+R x D 7448.01634.2634.21=+=+R R 精馏段方程:2737.07448.0+=x y4. 提馏段方程DL R =Θh kmol RD L /43.18678.70634.2=⨯==∴h kmol R D D L V /21.257)634.21(78.70)1(=+⨯=+=+= 1=q Θh kmol V V /.21.257==∴ h kmol F L L /843.2994.11343.186=+=+=提馏段方程:02586.01657.1-=-=x x D x Vy B(二) 全塔效率T E 1. 计算液体粘度查《石油化工基础数据手册》（文献[6] P626），《石油化工基础数据手册续篇》（文献[7] P704） 得环己酮和环己醇的粘度如下:在各温度下,s mPa x B BB ⋅=-⨯⨯=-=53.0)043.01(532.0043.04855.01()B B 环己醇环己酮μμs mPa x x F FF ⋅=-=6922.01()B B 环己醇环己酮μμμs mPa x x D DD ⋅=-=9854.01()B B 环己醇环己酮μμμ精馏段: ()s 8338mPa .020.69220.53⋅=÷+=精馏μ 提馏段: ()s 6111m Pa .020.98540.53⋅=÷+=提馏μ2. 计算平均相对挥发度由 iii x y K =得进料、塔顶、塔釜的相平衡常数为：在低压下，两者的相对挥发度可由baab K =α 算得： 945.19638.0806.1 657.24800.0003.1 02.26062.02245.1======B D Fααα精馏段: 319.2657.202.2D F =⨯=⨯==ααα精馏提馏段: 1.9841.94502.2B F =⨯=⨯==ααα提馏3. 计算全塔效率:精馏段: 417.0)0.8338.0319.2(49.0)(49.0245.0245.0=⨯⨯=⨯=--D T E αμ 提馏段: 467.0)6111.01.984(49.0)(49.0245.0245.0=⨯⨯=⨯=--D T E αμ(三) 实际塔板数实际塔板数：T T p E NN =精馏段: 块精244169.010==P N提馏段: 块提164674.05.7N ==P实际塔板数: 块401624=+=P N进料板是第24块。