精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1基础数据 （一）生产能力：
10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成：
乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求：
馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割）
以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，
表2.1 进料和各组分条件
由《分离工程》P65式3-23得：
,1
,,1LK
i LK W
i HK D LK W
z x
D F
x x =-=--∑ （式2. 1）
2434.13005
.001.01005
.0046875.0015625.08659.226=---+?
=D Kmol/h
W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h
编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500
总计
226.8659
100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h
5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h
表2-2 物料衡算表
2.2精馏塔工艺计算
2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度
纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）：
C
C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-
表2-3 物性参数
注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K
编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544
总计
226.8659
13.2434
213.6225
组份 相对分子质量
临界温度C T 临界压力C P
苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8
41.0 乙苯
106
617.2
36.0
名称 A B
C D
表2-3饱和蒸
汽压关联式数据
以苯为例，434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x
1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(
6
3
5
.11-=?-?-?+?-?
-=-C
S P P In
01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =?=?-=
同理，可得MPa P b 1.00985.00?=
露点方程：∑
==n
i i
i p p y 1
1
，试差法求塔顶温度
表2-4 试差法结果统计
故塔顶温度=105.5℃
二、塔顶压力
塔顶压力Mpa p 1.0013.1?=顶 三、塔底温度
苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯
-7.48645
1.45488
-3.37538
-2.23048
t
80.0 85.0 100 105.5 106 0a p 1.0080 1.1729 1.7961 2.0794 2.1067 0b p 0.3871 0.4587 0.7394 0.8712 0.8840 0c p
0.1672 0.2017 0.3417 0.4095 0.4161 等式左边
2.1871 1.8488 1.5298 0.9804 0.9664 等式右边
0.9869
0.9869
0.9869
0.9869
0.9869
泡点方程：
p x p n
i i i =∑=1
0试差法求塔底温度
故塔底温度=136℃
四、塔底压力
塔底压力Mpa p 1.0013.1?=底 五、进料温度
进料压力为Mpa p 1.0013.1?=进，
泡点方程：
p x p n
i i i =∑=1
0 试差法求进料温度
故进料温度=133℃
六、相对挥发度的计算
据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据
5.105=顶t ℃，961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α；
t
100 110 130 135 136 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.9249 1.9728 0c p
0.3417
0.4726 0.8539 0.9795 1.0063 等式左边 0.3437 0.4751 0.8580 0.9841 1.0110 等式右边 1.0133 1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
t
100 110 130 132 133 0a p 1.7961 2.3357 3.7777 3.9521 4.0415 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.7866 1.8318 0c p
0.3417
0.4726 0.8539 0.9025 0.9276 等式左边 0.3831 0.5260 0.9392 0.9916 1.0186 等式右边 1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
136=底t ℃，96.1=甲苯α1=乙苯α； 133=进t ℃，38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α
综上，各个组份挥发度见下表
据清晰分割结果，计算最少平衡级数。
26.6148
.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =?==
-HK LK W LK
HK D HK LK x x
x x N α
2.2.2塔板数的确定 一、最小回流比R min
本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q =1
由恩特伍德公式：1)(min ,+=-∑R x i m
D i i θ
αα
1i i
i
x q ααθ=--∑
019375
.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-?+-?+-?=-∑
θ
θθθααi i i x
试差法求得=θ 2.3 则最小回流比
304.113
.2101
.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--?+-?+-?=--∑
=θααi m D i i x R ，
二、实际回流比
根据混合物分离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍 则R =1.2 R min =1.2×1.304=1.565
组份 进料温度133
塔顶温度105.5 塔底温度136 平均相对挥发度
苯 4.38 5.961
5.1705 甲苯 1.97 2.514
1.96
2.148 乙苯
1
1
1
1
三、全塔理论板数的确定
102.01
565.1304
.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得
52.02
min
=+-N N N
将26.6min =N 代入，求得N=15.2 四、进料板的计算
5.9lg )()(lg )(=???? ??÷=
-HK
LK HK LK m R f d f d N α
3
lg )()(lg )(=?
?
?
??÷=-HK
LK HK LK m S f f N αωω
因为
S R
m S m R R S N N
N N N N N ===+)()(2.15， 12
.112.1535
.9135
.9)()(1)()(=?+=?+=N N N N N N m S m
R m
S m R R 08
.412.112.15=-=-=R S N N N
所以,第5层理论板是加料版。
3 精馏塔主要尺寸的设计
3.1塔径的计算
3.3.1填料精馏塔有关参数
操作回流比：R=2 理论板数：N T =16 进料板序号：N F =5 塔顶温度：t D =105.5℃
塔釜温度：t W =136℃
3.3.2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得：
3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ
3
/867m kg =乙苯ρ
气体平均摩尔质量：mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=?+?+?=
气体密度：()
3
3
5/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+????==ρ 液体密度：3
/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =?+?+?=ρ
s m V S /342.085
.2360039
.8873.393=??=
h kmol RD L /4868.262434.132=?== 3.3.3进料板有关参数计算
s m V V S S /342.03,
== 气相组成：94
.2=m α
()()014.0005.0194.21005
.094.21=?-+?=-+=x a x y αα
气体平均摩尔质量：
mol
g M V /8.105106986.092014.0'=?+?=
气体密度：()3
3
5'
'
/71.315.27313310314.88
.10510013.1m kg RT PM D V V
=+????==ρ
3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =?+?+?=ρ
3.3.4精馏段塔径计算
液相质量流量为：h kg L /231333.874868.26=?=ω 气相质量流量为：h kg V /75.351139.887.39=?=ω
流动参数为：0377
.0102.87185.275.351123135
.05
.0=??
? ??=???
? ??=L V V
L
ρρωω
ψ
由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y ；
查埃克特通用关联图得：7
.02
.02=L L
V msx g u μρρφ?
由于s mPa L ?=262.0μ10.1102.8713
.958===
L ρρ?水
0033.0102
.87185
.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得：
7.08.90033
.010.1262.02
max 2.0=???u
即：s m u /3.3max = 由于max 0.8
u
u =
即：s m u u /64.23.38.08.0max =?== 由公式
m u V D S 51.064.214.3342
.044=??==
π
圆整后为0.6m 3.3.5提溜段塔径计算
液相质量流量为：h kg L
/1709648.6735.253'
=?=ω 气相质量流量为：h kg V
/42008.1057.39'
=?=ω
流动参数为：28
.076171.34200
170965
.05
.0''''=??
? ??=
???
? ??=L V V L ρρωωψ
同上，查图得：4.02
.0''
'
'2
'max =L L V g u μρρφ?
由于257=φs mPa L
?=207.0'
μ 12.1770863'
===L ρρ?水00488
.076171
.3''==L V ρρ
代入上式中得：
4
.08.9000207
.000488.012.12572
.02
'max =????u
即：s m u /1.3'
max
=
s m u u /48.21.38.08.0max ''=?==
则：m u V D S 53.048.214.3342
.044'
=??==
π
比较精馏段与提溜段计算结果，二者基本相同。圆整塔径，取D=600mm 3.4液体喷淋密度及空塔气速核算 精馏段液体喷淋密度为
()
h
m m D U L
L
?=?
?? ??=
??
?
??=
232
2
/58.4423.014.33.7406.23312πρω
精馏段空塔气速为：
s
m D u V
V
/22.126.014.3360085.275
.351122
2
=?
??
???=
??
?
??=
πρω
提溜段液体喷淋密度为：
()
h
m m U ?=?
?? ??=
232
'
/3.3326.014.3420017096
提溜段空塔气速为： s m D u V V /11.126.014.3360071.34200
22
2
'
'
'=?
??
???=
??
?
??=
πρω
查规整填料性能参数知32/350m m =σ，取)/(08.023(min)h m m L W ?= 则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ?=?==σ 经核算，选用塔径600mm 符合要求。
3.5 填料层高度计算
填料层高度计算采用理论板当量高度法。
对350Y 金属孔板波纹填料，由附录查每M 填料理论板数为3.5～4块， 取： 3.5t n =，则：110.293.5
t HETP m n ===
由：HETP N Z T ?=
精馏段填料层高度为：m
Z 45.129.05=?=精
提溜段填料层高度为：m Z 48.329.012=?=提
根据设计要求，流出一定的安全系数，填料层高度一般为
Z
Z )5.12.1('-=
所以
m
Z 885.13.145.1=?=精
m
Z 52.43.148.3=?=提
设计取精馏段填料层高度为2.0m ，提溜段填料层高度为4.6m 。 3.6附属设备及主要附件的选型计算 一、接管的计算
二、（1）塔顶蒸汽管：从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力降。
正戊烷精馏塔工艺计算
正戊烷精馏塔工艺计算 1全塔物料平衡计算 1.1 原始数据获取： 表3-1 原料各组分数据汇总 .1.2物料衡算 物料的年处理量= 77100001000/8000 1299/580.3720.35860.251000.1 kmol h ??=?+?+?+? 根据设计要求选择05n C -为轻关键组分，06n C -正己烷为重关键组分，0 4n C -为轻组分，07n C -为重组分，轻组分和清关键组分从塔顶流出，重组分和重关键组 分从塔釜流出。假定为清晰分割， 4,w x ≈0，7,D x ≈0,则根据物料衡算关系列出下表：
表3-2 各组分物料衡算关系 联立物料衡算式方程： 1383D W += 389.7454.650.050.05W D D +-+= 0.05324.750.05129.9W D W +-+= 表3-3 清晰分割物料衡算计算结果汇总 1.3用泡点方程计算塔底温度： 对于压力低于200kpa 和分子结构相似的组分所构成的系统可按理想物系处理，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液的组成无关。当已知压力和温度时，由P-T-K 图可以直接查得平衡常数。 初设w t =70℃，由K-P-T 图按P=101.3kpa 查得各组分的i k 值， 求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-3：
表3-4 泡点方程计算塔底温度结果 在所设的72℃条件下，1 |1|0.0030.01c i iW i k X =-=<∑，符合要求。 1.4露点方程计算塔顶温度 ∴塔底温度为72℃。 因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。 初设d t =30℃,由K-P-T 图按P=101.3kpa,查得t=30℃时各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4： 表3-5 露点方程计算塔顶温度结果 i 1 |(/)1|0.0050.01c D i i X k =-=<∑，符合要求。 ∴塔顶温度为28℃。
精馏塔的工艺标准计算
2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2.1 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D
精馏塔设计流程
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。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，将原料液通过预料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器冷却后送至储罐。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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，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 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 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(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
精馏塔工艺工艺设计方案计算
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 T T H 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 u V D S π4= （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/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L 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 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l 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。 h T f 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 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
化工原理课程设计正戊烷和正己烷
课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
安徽理工大学课程设计（论文）任务书 机械工程学院过控教研室
目录 前言 (5) 1.概论 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2.流程简介................... 错误!未定义书签。 3.工艺计算 (7) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (9) 3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (10) 3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11) 3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11) 3.2.6操作线方程 (12) 3.2.7逐板法求理论板 (11) 3.2.8实际板层数的求取 (13) 4.塔的结构计算 (13) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13) 4.1.1平均温度t (13) m 4.1.2平均摩尔质量 (14) (15) 4.1.3平均压强p m 4.1.4平均密度 (15) 4.1.5液体的平均粘度 (17) 4.1.6液相平均表面张力 (18) 4.2塔高的计算 (18) 4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18) 4.2.2塔径 (19) 4.2.3 塔径的圆整 (21) (21) 4.2.4塔截面积A T 4.2.5实际空塔气速u (21) 4.3精馏塔有效高度的计算 (22)
5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22) 5.1溢流装置计算 (22) 5.1.1堰长l w (22) 5.1.2溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 (22) 5.1.3弓形降液管宽度W d 及截面积A f (23) 5.1.4降液管底隙高度h (24) 5.2塔板布置筛板数目与排列 (24) 5.2.1塔板的分块 (24) 5.2.2边缘区宽度确定 (25) 5.2.3开孔面积的计算 (25) 5.2.筛孔计算及其排列............................. 错误!未定义书签。 6.筛板的流体力学验算 (24) 6.1气相通过筛板塔板的压降...................... 错误!未定义书签。4 6.1.1干板电阻 hc .. (26) 6.1.2板上充气液层阻力h 1 (26) 6.2、液泛验算 (26) 6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h p (27) 6.2.2液体通过降液管的压头损失h D ， (27) 6.2.3板上液层高度，取h L =0.05m ................... 错误!未定义书签。 6.3液沫夹带 (27) 6.4漏液的验算 (27) 7.塔板负荷性能图 (27) 7.1漏液线 (27) 7.2液沫夹带线 (28) 7.3液相负荷下限线 (28) 7.4液相负荷上限 (28) 7.5液泛线 (29) 8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32) 9.塔附件设计 (33) 9.1 接管—进料管 (331) 9.2 法兰 (34) 9.3筒体与封头 (34)
2精馏塔的工艺计算
2精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力: 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成: 乙苯 212.6868Kmol/h ;苯 3.5448 Kmol/h ;甲苯 10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 由《分离工程》P65式3-23得: LK W Z — X LK ,W D = F ------------- 1 — X HK ,^ — X LK ,W 1-0.01-0.005 W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 表2.1 进料和各组分条件 编号 组分 f i /kmol/h f i /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100 HK ，D LK ，W X iK ， W/ = 0.0 0 5 X HK . D =0.01 （式 2. 1） D =226.865护 空遊8305 =13.2434Kmol/h
=2 1 36 2 2 50.0 0 5=1.06 8 Kmol/h 2, W
cb = f2 -?2 =10.6 34 31.0 6 8 19.5 6 6 Kmol/h d3 =D X3. D =13.2434X0.01 =0.132434 Kmol/h X3, D 03 = f s -d s =212.6868-0.132434 =212.5 54 Kmol/h 表2-2 物料衡算表 编号组分f i/kmol/h 馏出液d i 釜液⑷i 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯10.634 3 9.5662 1.0681 3 乙苯212.6868 0.132 4 212.5544 总计226.8659 13.2434 213.6225 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学P199）: ln(P S/P C) =(1 -x)」(Ax + Bx1.5 +Cx3 +D X6) X =1 -T/Tc 表2-3 物性参数
精馏塔再沸器工艺计算
目录 目录 (1) 精馏塔再沸器工艺课程设计 (2) 1.设计任务及设计条件 (2) 2.方案论证 (2) 3.估算设备尺寸 (3) 4.传热系数校核 (3) 5.循环流量校核 (7) 6.设计结果汇总 (12) 7.工艺流程图 (13) 8.带控制点的工艺流程图 (13)
精馏塔再沸器工艺设计 1.设计任务及设计条件 (1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器 (2) 再沸器壳层和管层的设计条件： 潜热γ 0=812.24kJ/kg 热导率λ =0.023W/(m?K) 粘度=0.361mPa?s 密度ρ0=717.4kg/m3 管层流体83℃下的物性数据： 潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m?K) 液相粘度=0.41 mPa?s 液相密度=721 kg/m3 液相定压比热容=2.094kJ/(kg?K) 表面张力=1.841×10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPa?s 汽相密度=0.032 kg/m3 蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2?K/kg 2.方案论证 立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。 立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。
3.估算设备尺寸 计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b m b ?=??==Φγ 计算传热温差m t ?为 (11583)(8583) 10.82()(11583)(8583) m t K Ln ---?= =-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为 拟用传热管规格230?φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N T N T = 10063 03.014.334 .2840=??= L d A p π 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm 取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。 4.传热系数校核 （1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ： )/(72.34048 .06000 s kg x q q e mb mt === ① 显热段管内表面传热系数 则计算传热管内质量流速G 为 )(534.01006026.04 14 .34 )]/([03.65534 .072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =??= = ?===π 雷诺数Re 为
化工原理课程设计利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺的设计副本
理工大学 课程设计说明书 设计题目：化工原理课程设计 学院、系：机械工程学院 专业班级：过程装配与控制工程 学生：王旦 指导教师：雪斌 成绩： 2013年12月27日 设计任务书
（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于1%，原料液中含正己烷55%（以上均为质量分数）。（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压） 进料状态：泡点进料 回流比：1.4Rmin 塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压） 单板的压降： 0.7kPa 全塔效率：52% （3）塔板类型：浮阀塔板（F1型) （4）工作日： 330天/年（一年中有一个月检修） （5）厂址：地区 （六）设计容 ①精馏塔的物料衡算 ②塔板数的确定 ③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ④塔体工艺条件尺寸 ⑤塔板负荷性能图 目录
第1章序言 (3) 第2章精馏塔的物料衡算 (6) 2.1. 物料衡算 (6) 2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7) 第3章塔板数的确定 (8) N的确定 (8) 3.1. 理论板数 T 3.2. 实际板数的确定 (9) 第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9) 4.1. 操作压力的计算 (9) 4.2. 密度的计算 (10) 4.3. 表面力的计算 (11) 4.4. 混合物的粘度 (12) 4.5. 相对挥发度 (12) 第5章塔体工艺条件尺寸 (13) 5.1. 气、液相体积流量计算 (13) 5.2. 塔径的初步设计 (14) 5.3. 溢流装置 (16) 5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17) 第6章塔板负荷性能图 (20) 6.1. 物沫夹带线 (20) 6.2. 液泛线 (21) 6.3. 液相负荷上限 (22) 6.4. 漏液线 (22) 6.5. 液相负荷下限 (23) 第7章结束语 (24)
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（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，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330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.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）
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35.3×103kJ/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。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
正戊烷-正己烷混合液板式精馏塔设计
正戊烷－正己烷混合液板式精馏塔设计 08(2)班 08233214 缪建芸 [摘要]化工设计在化学工程项目建设的整个过程中，是一个极其重要的环节，是工程建设的灵魂。化工设计是一门综合性很强的专业知识，同时又是一项政策性很强的工作，需要设计工作者拥有坚实的化学知识及化工常识。本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷45％（以下皆为质量分数）的正戊烷—正己烷混合液，其中混合液进料量为12626kg/h，进料温度为35℃，要求获得99％的塔顶产品和小于2％的塔釜产品,再沸器用0.25Mpa(表压)的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用20℃冷水为冷凝介质. 通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。 [关键词]化工设计，常压浮阀塔，物性，塔板
目录 摘要 .................................................... 错误！未定义书签。第一章概论 .. (4) 1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位: (4) 1.2 塔设备的分类及一般构造 (4) 1.3 对塔设备的要求 (5) 1.4 塔设备的发展及现状: (5) 1.5 塔设备的用材 (5) 1.6 板式塔的常用塔型及其选用 (5) 1.6.1 泡罩塔 (5) 1.6.2 筛板塔 (6) 1.6.3 浮阀塔 (6) 1.7 塔型选择一般原则 (7) 1.7.1 与物性有关的因素 (7) 1.7.2 与操作条件有关的因素 (8) 1.7.3 其他因素 (8) 1.8 板式塔的强化 (8) 第二章塔板计算 (9) 2.1 设计任务与条件 (9) 2.2 设计计算 (10) 2.2.1 设计方案的确定 (10) 2.2.2 精馏塔的物料衡算 (10) 2.2.3 塔板数的确定 (11) 第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 3.1 操作压力 (14) 3.2 操作温度 (14) 3.3 平均摩尔质量.................................... 错误！未定义书签。4 3.4 平均密度......................................... 错误！未定义书签。 3.5 液相平均表面张力................................. 错误！未定义书签。 3.6 液相平均黏度 (19) 3.7物性数据总汇 (21) 第四章精馏塔的塔体、塔板工艺尺寸计算 ................... 错误！未定义书签。 4.1 塔径的计算....................................... 错误！未定义书签。 4.2 精馏塔高度的计算................................. 错误！未定义书签。 4.3 溢流装置计算..................................... 错误！未定义书签。 4.4 塔板布置及浮阀数目与排列 (26) 第五章塔板流体力学验算 (28) 5.1气相通过浮阀塔板的压降 (28) 5.2 淹塔 (28) 5.3 雾沫夹带 (29) 第六章负荷性能图 ....................................... 错误！未定义书签。 6.1雾沫夹带线 ....................................... 错误！未定义书签。 6.2液泛线 ........................................... 错误！未定义书签。 6.3 液相负荷上限线................................... 错误！未定义书签。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算 2、1精馏塔的物料衡算 2、1、1基础数据 (一)生产能力: 10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。 (二)进料组成: 乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。 (三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。 2、1、2物料衡算(清晰分割) 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2、1 进料与各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得: ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ (式2、 1) 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500 总计 226、8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2、2精馏塔工艺计算 2、2、1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199): C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注:压力单位0、1Mpa,温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544 总计 226、8659 13、2434 213、6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、8 41、0 乙苯 106 617、2 36、0 名称 A B C D
精馏塔计算方法
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算 精馏塔的物料衡算 基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。 物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ， 表 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D= 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯 总计 100
132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 精馏塔工艺计算 操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯 总计 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D
精馏塔的设计详解-共21页
目录 一.前言 (3) 二.塔设备任务书 (4) 三.塔设备已知条件 (5) 四.塔设备设计计算 (6) 1、选择塔体和裙座的材料 (6) 2、塔体和封头壁厚的计算 (6) 3、设备质量载荷计算 (7) 4、风载荷与风弯距计算 (9) 5、地震载荷与地震弯距计算 (12) 6、偏心载荷与偏心弯距计算 (13) 7、最大弯距计算 (14) 8、塔体危险截面强度和稳定性校核 (14) 9、裙座强度和稳定性校核 (16) 10、塔设备压力试验时的应力校核 (18) 11、基础环设计 (18) 12、地脚螺栓设计 (19) 五.塔设备结构设计 (20) 六.参考文献 (21) 七.结束语 (21)
前言 苯(C6H6)在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构叫苯基，用Ph表示。因此苯也可表示为PhH。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。 甲苯是有机化合物，属芳香烃，分子式为C6H5CH3。在常温下呈液体状，无色、易燃。它的沸点为110．8℃，凝固点为－95℃，密度为0．866克／厘米3。甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。甲苯容易发生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。甲苯与苯的性质很相似，是工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体造成危害，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。 苯和甲苯都是重要的基本有机化工原料。工业上常用精馏方法将他们分离。精馏是分离液体混合物最早实现工业化的典型单元操作，广泛应用于化工，石油，医药，冶金及环境保护等领域。它是通过加热造成汽液两相体系，利用混合物中各组分挥发度的差别实现组分的分离与提纯的目的。 实现精馏操作的主要设备是精馏塔。精馏塔主要有板式塔和填料塔。板式塔的核心部件为塔板，其功能是使气液两相保持密切而又充分的接触。塔板的结构主要由气体通道、溢流堰和降液管。本设计主要是对板式塔的设计。
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔得工艺计算 2、１精馏塔得物料衡算 2、1、1基础数据 （一)生产能力: 10万吨/年,工作日３30天,每天按２4小时计时。 (二）进料组成： 乙苯21２、6868Km ｏｌ/h;苯３、5448 Kmol/h;甲苯10、63４3Kmo ｌ/h 。 （三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01，釜液中甲苯量不大于0、0０5。 2、1、2物料衡算(清晰分割） 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 表2、1 进料与各组分条件 由《分离工程》P6５式3-23得: ? Km ｏl ／ｈ Ｗ＝F-D ＝２26、865９-13、２434＝ 213、6225Ｋｍol/h Ｋm ｏl/h K ｍo ｌ/h K ｍｏl/ｈ Kmo ｌ／ｈ 表2-2 物料衡算表 2、２精馏塔工艺计算 2、2、１操作 编号 组分 /kmol/h /% 1 苯 ３、5448 １、5625 2 甲苯 10、６３43 4、6875 ３ 乙苯 2１2、6868 93、75０0 总计 2２6、86５9 100 编号 组分 /km ｏｌ/h 馏出液 釜液 １ 苯 3、5448 3、5４48 0 2 甲苯 10、6３43 9、５66２ 1、068１ 3 乙苯 212、６868 ０、13２4 21２、5544 总计 ２２6、86５9 13、2434 ２13、6２２5
条件得确定 一、塔顶温度 纯物质饱与蒸气压关联式（化工热力学 P19９): 表2-３ 物性参数 注:压力单位0、1Mp ａ,温度单位Ｋ 表２－3饱与蒸汽压关联式数据 以苯为例, . 033213.1434.098273.6()434.01()(1?+?-? -=-C S P P In 同理，可得 露点方程：,试差法求塔顶温度 表2-4 试差法结果统计 二、塔顶压力 塔顶压力 三、塔底温度 泡点方程: 试差法求塔底温度 组份 相对分子质量 临界温度 临界压力 苯 78 562、2 ４8、９ 甲苯 9２ 59１、8 4１、0 乙苯 106 ６17、2 3６、０ 名称 A Ｂ C D 苯 -6、9８273 1、33213 -2、628６３ -3、333９９ 甲苯 -7、28６07 1、3８09１ -２、８3433 -2、７91６８ 乙苯 -７、4８６45 1、454８8 -3、３7538 -2、2３0４ 8
精馏塔1
1.工艺流程与设计思路（选型） 前期的工作中我们对于整个流程进行了模拟和优化，得到了较高质量的产品物流。在这一部分中，我们将对本流程中分离的核心部分——分离精馏塔进行相关的设备设计。 所要设计的精馏塔结构如上图所示。L012为在第20块板进料，L009为在第30块板进料，L018出料为质量分数0.995的丙烯产品，L009主要为丙烷，进入循环。 通过前期的比选，考虑到泡罩塔的塔板结构复杂，造价高，产生的压降大；常用的筛板塔操作弹性小，筛孔小易堵塞，不适合处理易结焦、黏度大的物料；而浮阀塔生产能力大，比泡罩塔高20~40%，与筛板塔相近，操作弹性大，比泡罩塔和筛板塔的操作范围都要宽，塔板效率高，比泡罩塔高10%，持液量相对较大，因而是最佳的反应精馏塔塔板选型。 以下的设计中，我们首先将对设计将要采用的物性数据进行求解，其次对精馏塔进行设备设计，继而进行相关的附件设计并在最后简单概述精馏塔的自动控制系统组成。 2. 精馏塔的工艺条件、物性数据的计算与物流模拟计算结果 2.1 精馏塔的工艺条件 反应精馏塔的工艺条件主要参考了相关文献，主要的工艺条件包括塔顶温度、进料板温度、塔底温度及塔顶压力、塔釜压力和塔板压降。经过软件模拟与前期对于回流比及其他操作条件的优化，得到了结果如下所示。 精馏塔不同位置温度 塔顶上部进料板下部进料板塔底 因而可以认为精馏段平均温度为 反应段的平均温度 提馏段的平均温度 精馏塔不同位置的压强 我们设定全塔压力
2.2物性数据计算 丙烷的摩尔分子质量 丙烯的摩尔分子质量 我们采用线性加和的方法计算混合物的平均摩尔分子质量即 以下求算各物流的密度 对气相物流，根据理想气体状态方程求得其密度即 此处并不求得其具体数值，在接下来的计算气相负荷时会进一步简化。 对液相物流，由 通过计算294K（精馏段平均温度）下，气相丙烷的密度为18.92kg/m3，丙烯的密度为18.06 kg/m3，通过查手册液相丙烷的密度为500kg/m3，丙烯的密度为517 kg/m3 可知对塔顶物流，液相的平均密度为 在299K（提馏段的平均温度）下，且塔底产出几乎纯的丙烷，故物流的密度查手册可知 为 2.3反应精馏塔的工艺计算结果 Aspen计算结果如下
正戊烷-正己烷混合液筛精馏塔设计方案
正戊烷－正己烷混合液筛精馏塔设计方案 1 设计方案的确定 1.1 概述 化工生产常需要液体混合物的分离以达到提纯或分离有用组分的目的，精馏是根据液体混合物中各组分挥发度的不同并借助多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻组分分离的目的。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。 工业上对塔设备的主要要生产能力大；传热传质效率高；气流的摩擦阻力小；操作稳定，适应性强，操作弹性大；结构简单，材料耗用量少；制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不堵塞，防腐蚀等。 1.2 设计方案确定原则 总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点： (1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。 (2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 (3) 保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。 1.3 设计方案容 1.3.1 操作压力 塔操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------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xx2011/12/1 1/ 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