精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算
1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =3
2.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol
315.002
.18/55.004.32/45.004
.32/45.0=+=
F x
xD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量
F M =0.315?32.04+(1-0.315) ?18.02=22.44kg/kmol D M =0.898?32.04+(1-0.898) ?18.02=30.61kg/kmol 1.3 物料衡算
原料处理量 F=17500000/(330?24?22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W
甲醇物料衡算 ωX +=?W D 898.0315.0467.98
联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001
W M =0.001?32.04+(1-0.001) ?18.02=18.03kg/kmol
2 塔板数的确定
2.1 理论板层数N T 的求取
2.1.1 相对挥发度的求取
表1：甲醇的x-y-t 平衡表，
温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0 0 71.3 59.37 81.83
92.9 5.31 28.34 70.0 68.49 84.92 90.3 7.67 40.01 68.0 85.62 89.62 88.9 9.26 43.53 66.9 87.41 91.94 85.0 13.15 54.55 64.7 100 100 81.6 20.83 62.73 78.0 28.18 67.15 73.8 46.20 77.56
72.7 52.92 79.71
将表1中x-y 分别代入)
1()1(A A A
A y x y x --=α得表2
表2：甲醇的α-t 表 温度/℃ 挥发度 温度/℃ 挥发度
92.9 7.05 72.7 3.50 90.3 8.03 71.3 3.08 88.9 7.55 70.0 2.59 85.0 7.93 68.0 1.45 81.6 6.40 66.9 1.63 78.0 5.27 73.8 4.02
所以==∑1212...21a a a m α 4.2
2.1.2进料热状态参数q 值的确定
根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃
t m =2
6.7760+=68.8℃
查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下： 比热（68.8℃）kJ/kg K 汽化热（77.6℃）kJ/kg 水 4.186 2334.39 甲醇 2.84 1091.25
则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg
q=
汽汽进泡r r )t -(+t Cp =
8
.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=
1
-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=
x )1-α(1αx
+= 3.2x
14.2x + (2)
联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）
所以最小回流比R min =
－Xq －Yq Xd Yq =321
.06658.06658
.0898.0--=0.6734
取操作回流比为R=2R min =1.3468
2.1.4求精馏塔的气、液相负荷
/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ?
/h 80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ?
/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'
2.1.5求操作线方程
精馏段操作线方程为
1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +
3468.2898
.0=0.574n x +0.383 （a ） 提馏段操作线方程
0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1
'
-=?-=-=+m m W m m x x x V
W x V L y （b ）
2.1.5采用逐板法求理论板层数
由 1(1)q q q
x y x αα=+- 得y y
x )1(--=αα
将 α=4.2 代入得相平衡方程
y
y
y
y
x 2.32.4)1(-=
--=
αα （c ）
联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 则898.01==D x y
由（c ）式求得第一块板下降液体组成
677.0898
.020.320.4898
.020.320.411=?-=-=
y y x
利用（a ）式计算第二块板上升蒸汽组成为
772.0383.0574.012=+=x y
交替使用式（a ）和式（c ）直到n F x x ≤，然后改用提馏段操作线方程，直到n W x x ≤为止，
计算结果见表3。 表3 板号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 y 0.898 0.772 0.639
0.531
0.38 0.227 0.133 0.063 0.028 0.012 x
0.677
0.445
0.297 ≤x F
0.212
0.127
0.075
0.035
0.016
0.0067
0.0028
11 12 0.0046 0.0016
0.0011
0.00037
≤x W
精馏塔的理论塔板数为 N T =12（包括再沸器） 精馏段 3块，提溜段 9块 进料板位置 3=F N
2.2 实际板层数的求取
2.2.1 液相的平均粘度
进料黏度：根据表1，用内插法求得t F =77.23℃ 查手册得s mPa A ?=286.0μ s m P a B ?=37.0μ )37.0lg(696.0)286.0lg(304.0lg +=LF μ 求得s mPa LF ?=3421.0μ
塔顶物料黏度：用内插法求得c t D ?=48.66， 查手册得s mPa A ?=322.0μ s m P a B ?=425.0μ
)425.0lg(086.0)322.0lg(914.0lg +=LD μ
求得s mPa LD ?=33.0μ
塔釜物料黏度：用内插法求得C t W ?=93.99， 查手册得s mPa A ?=228.0μ s m P a B ?=283.0μ )283.0l g (983.0)228.0l g (017.0lg +=LW μ 求得s mPa LW ?=282.0μ 精馏段液相平均黏度：s mPa LF
LD ?=+=
+=
336.023421
.033.02
μμμ精
提馏段液相平均黏度：s mPa LF
LW ?=+=
+=
312.02
3421
.0282.02
μμμ提
2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度
根据表2，用内插法求得04.5=F α 738.2=D α 606.7=w α 则精馏段的平均挥发度 715.304.5738.2=?==F D ααα精 提馏段的平均挥发度 191.604.5606.7=?==F W ααα提
2.2.3全塔效率E T 和实际塔板数
全塔效率可用奥尔康公式：245.0)(49.0-=L T E αμ计算 所以精馏段455.0)336.0715.3(49.0245.0=??=-T E 提馏段417.0)312.0191.6(49.0245.0=??=-T E 精馏段实际板层数 759.6455
.03
≈===
T T E N N 精块 提馏段实际板层数 2258.21417
.09
''≈===
T T E N N 提块 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1 操作压力的计算
设每层塔压降： △P=0.8KPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa ）
塔顶操作压力 P 101.3D k P a
= 进料板压力： P F =101.3+5×0.8=105.3 kPa 精馏段平均压力 k P a P m 3.1032/)3.1053.101(=+= 塔釜板压力： P W =101.3+27×0.8=122.9 kPa 提馏段平均压力：Pm ’=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)
3.2 操作温度计算
依据操作压力，通过试差法计算出泡点温度，计算结果如下：
塔顶温度 C t D ?=48.66 进料板温度 C t F ?=23.77 塔釜温度 t W =99.93℃
精馏段平均温度 C t m ?=+=86.712/)23.7748.66(
提馏段平均温度 t ’m =(99.93+77.23) /2= 88.58℃ 平均摩尔质量全塔平均温度 22.802
58
.8886.71221=+=+=
t t t ℃ 3.3 平均摩尔质量计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算
由x D =y 1=0.898 查平衡曲线得 x 1=0.677
M VDm =0.898×32.04+(1-0.898)×18.02=30.59kg/mol
M LDm =0.677×32.04+(1-0.677)×18.02=27.50kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算
由y F =y 3= 0.638 查平衡曲线得 x F =x 3=0.296 M VFm =0.638×32.04+(1-0.638)×18.02=26.96kg/mol M LFm =0.296×32.04+(1-0.296)×18.02=22.17 kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算
由y 1’=0.004 查平衡曲线得 x 1’=0.0009
M ’VWm =0.004×32.04+(1-0.004)×18.02=18.08kg/mol
M ’LWm =0.0009×32.04+(1-0.0009)×18.02=18.03kg/mol
d.精馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /78.282/)96.2659.30(=+= kmol kg M Lm /84.242/)17.2250.27(=+=
d.提馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /52.222/)96.2608.18('=+= kmol kg M Lm /10.202/)17.2203.18('=+=
3.4 平均密度计算
查表得甲醇、水在不同温度下的密度为：
温度/C 质量分率
A w 质量分率
B w ()3//m kg 甲醇ρ
()3
//m kg 水ρ
塔顶
66.48
0.833
0.167
753.5 979.6
进料板 77.23 0.205 0.795 740.7 972.3 塔底
99.93
0.00028
0.99972
713.8
958.3
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρVm =P m M vw /RT m =(103.3×28.78)/[8.314×(273.15+71.86)]=1.036kg/m 3
Ⅱ 液相
塔顶液相密度：
ρ
LDm =1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m 3
进料液相密度： ρ
LFm =1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m 3
精馏段液相平均密度为：
ρ
Lm =(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m 3
b. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρ’Vm =P m M vw /RT m =(113.1×22.52)/[8.314×(273.15+88.58)]=0.847kg/m 3
Ⅱ 液相
塔釜液相密度：
ρ’Lwm =1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m 3
提馏段平均密度
ρ’Lm =(958.2+913.6)/2=935.9kg/m 3
3.5 液体平均粘度（前面已计算）
精馏段液相平均黏度：s mPa LF
LD ?=+=
+=
336.023421
.033.02
μμμ精
提馏段液相平均黏度：s mPa LF
LW ?=+=
+=
312.02
3421
.0282.02
μμμ提
3.6 液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算 即
σLm =∑xi σi
a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =66.48℃查得
σA =16.59mN/m σB =65.22mN/m
σLDm =0.898×16.59+0.102×65.22=21.55 mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =77.23℃查得
σA =15.36mN/m σB =64.74N/m
σLFM =0.315×15.36+0.685×64.74=49.19 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算 由t W =99.93℃查得 σA =12.8mN/m σB =58.95N/m
σLWm =0.001×12.8+0.999×58.95=58.93 mN/m
精馏段液相平均表面张力
σLm =(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m 提馏段液相平均表面张力
σ’Lm =(49.19+58.93)/2=54.06mN/m
3.7气液负荷计算 3.7.1精馏段气液负荷
V=（R+1）D=(1.3468+1)?34.506=80.98/kmol h
S V =
,,3600V V m V M ρ精精
=
625.0036
.1360078
.2898.80=?? m s /3
L=RD=1.3468?34.506=46.47/kmol h
,3600L s L m LM L ρ=
精精
=
00038.07
.848360084
.247.46=?? m s /3
3.7.2提馏段气液负荷计算 V ’=V=80.98/kmol h
,''3600V s V m V M V ρ=提提=
598.0847
.0360052
.2298.80=?? m s /3
L ’=L+F=46.47+98.467=144.94/kmol h
,''3600L s L m L M L ρ=
提提=
00086.09
.93536001
.2094.144=?? m s /3
4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为 V S =VM Vm /3600ρVm =(80.98×28.78)/(3600×1.036)=0.625m 3
/s
L S =LM Lm /3600ρ
Lm =(46.47×24.84)/(3600×848.7)=0.00038m 3
/s
馏段的气、液相体积流率为
V ’S =V ’M Vm /3600ρV ’m =(80.98×22.52)/(3600×0.847)=0.598m 3/s
L ’S =L ’M Lm /3600ρL ’m =(144.94×20.1)/(3600×935.9)=0.00086m 3/s
max L V
V
u C
ρρρ-=式中，负荷因子2.020)02.0(σC C =由史密斯关联图查得C 20再求 图的横坐标为 F lv =Ls/Vs×(ρl /ρv )0.5=0.00038/0.625×(848.7/1.036)0.5
=0.0174
参考有关资料，初选板间距T H =0.40m ，取板上液层高度L h =0.06m 故 T H -L h =0.40-0.05=0.34m
由上面史密斯关联图，得知 C 20=0.071
精馏段：
校核至物系表面张力为35.37mN/m 时的C ，即
C=20C 0.220σ??
???=0.071?0796.02037.352
.0=?
?? ??
max u =C
L V
V
ρρρ-=0.079626.2036.1036.17.848=- m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为
s m u u /356.126.26.06.0max =?== m u V D S 766.0356
.114.3625
.044=??==
π 按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为
222502.08.04
4m D A T =?==π
π
实际空塔气速为
s m u /245.1502.0625.0==
提馏段：
2
/1???
? ??V
L S
S V L ρρ=048.0847.09.935598.000086.02
/1=??
? ???
查图可得 20C =0.077
校核至物系表面张力为54.06mN/m 时的C ，即
C=20C 0.2
20σ??
???=0.077?0939.02006.542
.0=?
?? ??
max u =C
L V
V
ρρρ-=0.0939120.3847.0847.09.935=- m/s
可取安全系数0.60，则
u=0.60max u =0.60?3.120=1.872m/s
故 D ’=
4s
V u
π=0.638m
按标准，塔径圆整为D=0.8m ，
塔截面积为
222502.08.04
4m D A T =?==π
π
实际空塔气速为
s m u /191.1502.0598.0==
4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
m 4.24.0)17(1=?-=-=T H N Z ）（精精 提馏段有效高度为
m 4.84.0)122(1=?-=-=T H N Z ）（提提
5 塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置计算
采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 5.1.1堰长W l
取W l m 48.08.06.06.0=?==D
5.1.2溢流堰高度W h 由W L OW h h h =-
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式2
32.841000h OW W L h E l ??= ???
精馏段：
近似取E=1，则
m h OW
0050.048.0360000038.01100084.23
/2=??
? ?????=
取板上清液层高度h l =0.6m 故 m h W 055.00050.006.0=-= 提馏段：
近似取E=1，则
m h OW
0086.048.0360000086.01100084.23
/2=??
? ?????=
取板上清液层高度h l =0.6m 故 m h W 0514.00086.006.0=-= 5.1.3弓形降液管宽度d W 和截面积
f
A
由
6.0=D
l w
查弓形降液管的参数图，得
058.0=T
f A A
12.0=D
W d
故 20455.0785.0058.0058.0m A A T f =?==
m D W d 096.08.012.012.0=?== 依下式验算液体在降液管中停留时间，即
精馏段：
f T s A H L τ=
98.4700038
.040
.00455.0=?=
>5s
提馏段：
f T s
A H L τ=16.2100086
.040
.00455.0=?=
>5s ，故降液管设计合理
5.1.4降液管底隙高度0h
精馏段：
h ο=w h -0.006=0.055-0.006=0.049m 提馏段：
h ο=w h -0.006=0.0514-0.006=0.0454m
降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm ，以保证降液管底部的液封。 5.2塔板布置
5.2.1开孔区面积计算
破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，S W =0.035m
无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。
c W =0.06m
开孔区面积 22212sin 180a x A x R x R R π-?
?=-+???
? R=
2c D
W -=0.8/2-0.06=0.34m x=()2
d D
W Ws -+=0.269m 故 2
1222323.034.0269.0sin 18034.0269.034.0269.02m A a =???
? ???+-=-π 5.2.2筛孔计算及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮，由于塔径为0.8m ，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m 。 （2）阀数确定
气相体积流量V S =0.625s m /3
已知，由于阀孔直径d 0=0.039m ，因而塔板上浮阀
数目n 就取决于阀孔的气速u 0。V
F u ρ00=，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动
能因子F ο=10 精馏段： 孔速 u ο=
,V m
F ο
ρ=
=036
.1109.82m/s
浮阀数 N=
24
s V d u ο
π
=
82
.9039.04/14.3625
.02??=54(个)
按75t mm =等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个
提馏段： 孔速u ο=,V m
F ο
ρ=
=847
.01010.87m/s
阀数N=
24
s V d u ο
π
=
87
.10039.04/14.3598
.02
??=47(个) 按75t mm =等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个
按n=47，重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段=
=
N
d V u s
004
π
s m /14.1147
039.04/14.3625
.02
=?? 34.11036.114.11=?=精F 仍在9～12范围内。
提馏段；
=
=
N
d V u s
004
π
s m /66.1047
039.04/14.3598
.02
=?? 81.9847.066.10=?=精F 仍在9～12范围内。
（3）开孔率 精馏段：
%03.98.0039.038)(4
4
2
202
20
=??
? ???===
D d n D d n
π
π
φ精
提馏段：
%03.98.0039.038)(4
4
2
202
2
=??
? ???===
D d n D d n
π
π
φ提
开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求。 每层塔板上的开孔面积
精馏段： 200292.0323.0118.0m A =?= 提馏段：200292.0323.0118.0m A =?=
6 塔板的流体力学验算
6.1 以精馏段为例
6.1.1气相通过浮塔板的压力降
由 p c f h h h h σ=++知 ⑴ 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc 。 阀全开前()oc u u ≤0 L
o
c
u h ρ175
.09
.19= （1）
阀全开后()oc
u u ≥0 2
5.34
2V c L u h g
ορρ= （2） 令25.342V c L u h g ορρ==L
o
u ρ175
.09.19，得
s m u V
oc /31.10036
.11
.731
.73825
.1825
.1===ρ
因为oc u u ≤0，故
L
o
c u h ρ175
.09
.19==m 035.07
.84882.99.19175
.0=?
液柱 ⑵ 液层阻力x ο 取充气系数数 οε=0.5,则
f h =οεL h =0.5?0.06=0.03m 液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力δh
据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa ，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa ，δh 很小，计算时可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
p h =0.036+0.03=0.066m 常板压降
p p L P h g ρ?==0.066?848.7?9.81=549.5a P (<0.7K a P ,符合设计要求)。 6.1.2液泛的验算
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合
()d T w H H h φ≤+，其中 d p L d H h h h =++
由前计算知 p h =0.066m, 取φ=0.5,板间距今为0.40m,w h =0.055m, 故φ()T w H h +=0.5?(0.40+0.055)=0.2275m
又 塔板上不设进口堰，则
d h =0.1532
s w L l h ο?? ???
=2
049.048.000038.0153.0???
????=0.00004m
板上液层高度 L h =0.06m,得：
d H =0.066+0.06+0.00004=0.0126m
由此可见：d H <φ()T w H h +，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。
6.1.3雾沫夹带V e 的验算
V e = 3.2
65.710a T
f u H h σ-??
? ? ?-??
=
()0694.003.040.00277.0385.0/3670.010155.2107.52
.33
6=?
?
? ??--???-- kg 液/kg 气
由上式可知 V e <0.1kg 液/kg 气
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率=
1.36V s
s L
L V
F b
V L l KC A ρρρ+-?100%
L l =D-2d W =0.8-2?0.096 =0.608m b A =T A -2f A =0.785-2?0.0455=0.694 m 式中L l ——板上液体流经长度，m; b A ——板上液流面积，2m ； F C ——泛点负荷系数，取0.093 K ——特性系数，取1.0.
泛点率=
%34.34694
.0093.00.1608
.000038.036.1036
.17.848036
.1625.0=????+-?
泛点率<80%,符合要求
6.1.4漏液验算
取F 0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由V
F u ρ0
=
可知，
s m F u V /91.4036
.15
,0
min ,0==
=
精
ρ
s nu d V /m 276.091.447039.04
14
.34
32min ,020min =???=
=
π
，精 6.1.5塔板负荷性能图 1 漏液线 由 0,m i n 0()/L L V C
h h σμρρ=+- 0,min μ=
,min 0
S V A
L W OW h h h =+ OW h =
2/3
2.84()1000h w
L E l 得 2/3
,m i n 002.84{0.00560.13[()]}
/
1000h
s w L V w
L V C A h E h l σρρ=++- =????537.0101.0772.04.4
036
.1/7.848}0035.0])48
.03600(1100084
.20537.0[013.00056.0{3/2-??+
+S L 整理得050.7501.94184.03
/2min ,+=s
s L V
在操作数据内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果见表4
表4
S L ，3/m s 0.0002 0.0006 0.003 0.005
S V ，3/m s 0.450 0.511 0.552 0.576 由上表数据即可作出漏液线（1）
2 液沫夹带线
以 v e =0.1kg 液/kg 气为限，求s s V L -关系如下
由 6
3.25.710(
)a
v L
T f
e H h μσ-?=
-
s s
f T S a V V A A V u 352.10455
.0785.0=-=-=
2.5 2.5()f L w ow h h h h ==+ w h =0.0537
ow h =3
/23
/2938.060.036001100084.2s
s L L =?
?
? ????
故 1343.0345.2)938.00537.0(5.23
/23
/2+=+=s
s f L L h
3
/23
/2345.22657.0345.21343.04.0s
s f T L L h H -=--=-
1.0345.22657.035
2.11064
3.34107.52
.33/236=???
? ??-??=--s s V L V e
整理得 S V =3
/2855.12457.1s
L -
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5
表5
S L ，3/m s 0.0002 0.0006 0.003 0.005
S V ，3/m s 1.413 1.366 1.190 1.081 由上表数据即可作出液沫夹带线（2） 3 液泛线
令 ()d T w H H h ?=+
由 11;;;d p L d p c L L w ow H h h h h h h h h h h h h σβ=++=++==+ 联立得 (1)(1)T w ow c d H h h h h h σ??ββ+--=++++
忽略h σ，将ow h 与S L ，d h 与S L ，c h 与S V 的关系式代入上式，并整理得
222/3
''''S S S V b c L d L α=--
精馏塔中的物料衡算
3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为 D T ,则由内插法: 0.7078.7 0.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ?=℃ 3.)塔釜的温度 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为 W T ,则由内插法: 0.00100 0.050.0090.6100 W W x T --=--, 96.92W T ?=℃ 则 精馏段的平均温度: 278.2482.13 80.192 m T +==℃ 提馏段的平均温度: 196.9282.13 89.532 m T += =℃ 3.4.2操作压强 塔顶压强：P D =100 kpa 取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa 则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+?= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+?= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9 102.52 m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9 107.72m P +== .）液相的平均密度 0.843 D x =0.013W x =
由 1 1 i i i n αρρ ==∑ 计算 （1.）对于塔顶 078.24D T C = 查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.07 0.93210.84346.0710.84318.02 A α?= =?+-? 10.0679B A αα=-= 则 1A B D A B ααρρρ= +?A B A LB D 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679 763.6972.9 m kg ==+ （2.）对于进料板 82.13F T C = 查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.07 0.41270.215746.0710.215718.02 A α?= =?+-? 10.5102B A αα=-= 则 1A B F A B ααρρρ= +?A B A LB 1F L ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873 739.6970.5 m kg ==+ （3.）对于塔釜 096.92W T C = 160.009195x = 查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ=
板式精馏塔项目设计方案
板式精馏塔设计方案 第三节精馏方案简介 (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件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图； (10) 绘制精馏塔设计条件图； (11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液由泵从原料储罐中引岀，在预热器中预热至84 C后送入连续板式精馏塔(筛板塔)，塔顶上升蒸汽 流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25 C后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 第四节：精馏工艺流程草图及说明
、流程方案的选择
1. 生产流程方案的确定: 原料主要有三个组分：C2°、C3二、C3°,生产方案有两种：（见下图A , B ）如 任务书规定： 图（A ） 为按挥发度递减顺序采出，图（B ）为按挥发度递增顺序采出。在基本有机化工 生产过程中，按挥发度递减的顺序依次采出馏分的流程较常见。 因各组分采出之 前只需一次汽化和冷凝，即可得到产品。而图（B ）所示方法中，除最难挥发组 分外。其它组分在采出前需经过多次汽化和冷凝才能得到产品， 能量（热量和冷 量）消耗大。并且，由于物料的循环增多，使物料处理量加大，塔径也相应加大， 再沸器、冷凝器的传热面积相应加大，设备投资费用大，公用工程消耗增多，故 应选用图（A ）所示的是生产方案。 2. 工艺流程分离法的选择： 在工艺流程方面，主要有深冷分离和常温加压分离法。 脱乙烷塔，丙烯精制 塔采用常温加压分离法。因为 C2, C3在常压下沸点较低呈气态采用加压精馏沸 点可提高，这样就无须冷冻设备，可使用一般水为冷却介质，操作比较方便工艺 简单，而且就精馏过程而言，获得高压比获得低温在设备和能量消耗方面更为经 济一些，但高压会使釜温增加，引起重组分的聚合，使烃的相对挥发度降低，分 离难度加大。可是深冷分离法需采用制冷剂来得到低温， 采用闭式热泵流程，将 精馏塔和制冷循环结合起来，工艺流程复杂。综合考滤故选用常温加压分离法流 程。 1、 脱乙烷塔：根据原料组成及计算：精馏段只设四块浮伐 塔板,塔顶采用分 凝器、全回流操作 2、 丙烯精制塔：混合物借精馏法进行分离时它的难易程度取决 于混合 物的沸点差即取决于他们的相对挥发度丙烷一丙烯的 C2 C3 = C3 ° iC4 W% 5.00 73.20 20.80 0.52 0.48 100 工艺特点: 原料 C 工 C 。 (A ) (B )
吸收塔的计算
第4节吸收塔的计算 吸收过程既可在板式塔内进行，也可在填料塔内进行。在板式塔中气液逐级接触，而在填料塔中气液则呈连续接触。本章对于吸收操作的分析和计算主要结合连续接触方式进行。 填料塔内充以某种特定形状的固体填料以构成填料层。填料层是塔实现气、液接触的主要部位。填料的主要作用是：①填料层内空隙体积所占比例很大，填料间隙形成不规则的弯曲通道，气体通过时可达到很高的湍动程度；②单位体积填料层内提供很大的固体表面，液体分布于填料表面呈膜状流下，增大了气、液之间的接触面积。 通常填料塔的工艺计算包括如下项目： （1）在选定吸收剂的基础上确定吸收剂的用量； （2）计算塔的主要工艺尺寸，包括塔径和塔的有效高度，对填料塔，有效高度是填料层高度，而对板式塔，则是实际板层数与板间距的乘积。 计算的基本依据是物料衡算，气、液平衡关系及速率关系。 下面的讨论限于如下假设条件： （1）吸收为低浓度等温物理吸收，总吸收系数为常数； （2）惰性组分B在溶剂中完全不溶解，溶剂在操作条件下完全不挥发，惰性气体和吸收剂在整个吸收塔中均为常量； （3）吸收塔中气、液两相逆流流动。 吸收塔的物料衡算与操作线方程式 全塔物料衡算图2－12所示是一个定态操作逆流接触的吸收塔，图中各符号的意义如下：
V －惰性气体的流量，kmol （B ）／s ； L —纯吸收剂的流量，kmol （S ）／S ； Y 1；、Y 2—分别为进出吸收塔气体中溶质物质量的比，kmol （A ）／kmol （B ）；X 1、X 2——分别为出塔及进塔液体中溶质物质量的比，kmol （A ）／kmol （S ）。注意，本章中塔底截面一律以下标“l ”表示，塔顶截面一律以下标“2”表示。 在全塔范围内作溶质的物料衡算，得： VY 1＋LX 2＝VY 2＋LX 1 或V （Y 1－Y 2）＝L （X 1－X 2） （2－38） 一般情况下，进塔混合气体的流量和组成是吸收任务所规定的，若吸收剂的流量与组成已被确定，则V 、Y 、L 及X 2。为已知数，再根据规定的溶质回收率，便可求得气体出塔时的溶质含量，即： Y 2＝Y l （1－фA ） （2－39） 式中фA 为溶质的吸收率或回收率。 通过全塔物料衡算式2－38可以求得吸收液组成X 1。于是，在吸收塔的底部与顶部两个截面上，气、液两相的组成Y 1、X l 与Y 2、X 2均成为已知数。 2．吸收塔的操作线方程式与操作线 2 1 图2-12 物料衡算示意图
精馏塔的物料衡算
1 精馏塔的物料衡算 1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =3 2.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol 315.002 .18/55.004.32/45.004 .32/45.0=+= F x xD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.315?32.04+(1-0.315) ?18.02=22.44kg/kmol D M =0.898?32.04+(1-0.898) ?18.02=30.61kg/kmol 1.3 物料衡算 原料处理量 F=17500000/(330?24?22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W 甲醇物料衡算 ωX +=?W D 898.0315.0467.98 联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001 W M =0.001?32.04+(1-0.001) ?18.02=18.03kg/kmol 2 塔板数的确定 2.1 理论板层数N T 的求取 2.1.1 相对挥发度的求取 表1：甲醇的x-y-t 平衡表， 温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0 0 71.3 59.37 81.83
92.9 5.31 28.34 70.0 68.49 84.92 90.3 7.67 40.01 68.0 85.62 89.62 88.9 9.26 43.53 66.9 87.41 91.94 85.0 13.15 54.55 64.7 100 100 81.6 20.83 62.73 78.0 28.18 67.15 73.8 46.20 77.56 72.7 52.92 79.71 将表1中x-y 分别代入) 1()1(A A A A y x y x --=α得表2 表2：甲醇的α-t 表 温度/℃ 挥发度 温度/℃ 挥发度 92.9 7.05 72.7 3.50 90.3 8.03 71.3 3.08 88.9 7.55 70.0 2.59 85.0 7.93 68.0 1.45 81.6 6.40 66.9 1.63 78.0 5.27 73.8 4.02 所以==∑1212...21a a a m α 4.2 2.1.2进料热状态参数q 值的确定 根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃ t m =2 6.7760+=68.8℃ 查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下： 比热（68.8℃）kJ/kg K 汽化热（77.6℃）kJ/kg 水 4.186 2334.39 甲醇 2.84 1091.25 则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg
精馏段和提馏段操作线方程
《精馏段和提馏段操作线方程》教学设计
线方程可通过塔板间的物料衡算求得。 在连续精馏塔中，因原料液不断从塔的中部加入，致使精馏段和提馏段具有不同的操作关系，现分别予以讨论。 讲授新知讲述： 1、精馏段操作线方程 在图片虚线范围（包括精馏段的 第n+1层板以上塔段及冷凝器）内作 物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：V=L+D 易挥发组分的物料衡算： V y n+1=Lx n+Dx D 式中： V——精馏段内每块塔板上升的蒸汽 摩尔流量，kmol/h； L——精馏段内每块塔板下降的液体 摩尔流量，kmol/h； y n+1——从精馏段第n+1板上升的蒸 汽组成，摩尔分率； x n——从精馏段第n板下降的液体组 成，摩尔分率。 聆听并看下图 学生书写记忆： D n n x D L D x D L L y + + + = +1 1 1 1+ + + = +R x x R R y D n n 分析归纳：(小组发言) 关于精馏段操作线方程的两点 讨论（1）该方程表示在一定操作条 件下，从任意板下降的液体组成x n 和 与其相邻的下一层板上升的蒸汽组 成y n+1 之间的关系。
将以上两式联立后，有： D n n x D L D x D L L y +++=+1 令R =L /D ，R 称为回流比，于是上式可写作： 111+++= +R x x R R y D n n 以上两式均称为精馏段操作线方程。 点评小组的发言：（略） （2）该方程为一直线方程，该直线过对角线上a (x D ，x D )点，以R /(R +1)为斜率，或在y 轴上的截距为 x D /(R +1)。 讲授新知 讲述： 2、 提馏段操作线方程 在图虚线范围（包括提馏段第m 层板以下塔段及再沸器）内作物料衡算，以单位时间为基准，可得： 总物料衡算：L’=V’+W 易挥发组分衡算：L’x m =V’y m+1+Wx W 式中： L ’——提馏段中每块塔板下降的液体流量，kmol/h ； V ’——提馏段中每块塔板上升的蒸汽流量，kmol/h ； x m ——提馏段第m 块塔板下降液体中 易挥发组分的摩尔分率； y m +1——提馏段第m +1块塔板上升蒸 聆听并看下图 学生书写记忆： W m m x W L W x W L L y ---= +''''' 1
精馏的物料衡算(正式版)
文件编号：TP-AR-L3291 In Terms Of Organization Management, It Is Necessary To Form A Certain Guiding And Planning Executable Plan, So As To Help Decision-Makers To Carry Out Better Production And Management From Multiple Perspectives. （示范文本） 编订：_______________ 审核：_______________ 单位：_______________ 精馏的物料衡算(正式版)
精馏的物料衡算(正式版) 使用注意：该安全管理资料可用在组织/机构/单位管理上，形成一定的具有指导性，规划性的可执行计划，从而实现多角度地帮助决策人员进行更好的生产与管理。材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。 一、全塔物料衡算 连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组 成，是和进料的流量与组成有关的。它们之间的关系 可通过全塔物料衡算求得。衡算范围如图10—2虚线 框内所示。 总物料平衡 F＝D+W (10—1) 易挥发组分平衡 Fxr＝DxD+Wxw (10—2) 式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h； D——馏出液摩尔流量，kmol／h； W——釜残液摩尔流量，kmol／h； XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；
XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数； XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。 只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。 式中 D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。 精馏生产中还常用回收率的概念。所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的 全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。实际生产中，精馏塔的进料是由前
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算 )(:)(:)(:s kmol W s kmol D s kmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成 ：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数x x x w D F a t F 4102.1?= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=x kmol kg 04.32=M 甲醇 kmol kg 02.18=M 水 原料甲醇组成： 00F 4.3202.18/5404.32/4604 .32/46=+= x 塔顶组成：00D 2.8802 .18/704.32/9304 .32/93=+=x 塔底组成：00W 6.002 .18/9904.32/104 .32/1=+=x 进料量： s kmol a t F 23 44 10205.23600 24300] 02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-?=??-+??=?= 物料衡算式为： x x x W D F W D W D F F +=+= 联立代入求解：3 108-?=D 2 10405.1-?=W 二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系 1、温度 C C C o o o t t t t t t t t t 2.99.......................... 06.0100 31.509.9210076.66 (100) 2.887 .6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度： C o t t t 64.67276 .6652.682 D F 1=+= += 提馏段平均温度： C o t t t 86.832 76 .6652.682 W F 2 =+= +=
精馏塔的物料衡算
甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏 塔设计 系部：化学工程系 专业班级：普08应用化工（1）班 姓名： 指导老师： 时间：2010年5月8日 新疆轻工职业技术学院
目录 摘要 (2) 关键词 (2) 前言 (2) 1精馏 (2) 2工艺条件 (3) 3精馏塔的物料衡算 (4) 4板数的确定 (5) 5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7) 6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9) 7塔板主要工艺尺寸的计算 (10) 8筛板的流体力学验算 (11) 9塔板负荷性能图 (13) 小结 (16) 参考文献 (18) 致谢 (19)
摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。 关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏 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甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。 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；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。 1 精馏 1.1 精馏的原理 利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质控制。 1.2 精馏塔设备
水吸收氨气过程填料吸收塔的设计
课程设计任务书 一、设计题目：水吸收氨气过程填料吸收塔的设计； 试设计一座填料吸收塔，采用清水吸收混于空气中的氨气。混合气体的处理量为2600m3/h，其中含氨为7%（体积分数），混合气体的进料温度为25℃。要求：氨气的回收率达到98%。（20℃氨在水中的溶解度系数为H＝0.725kmol/（m3.kPa） 二、工艺操作条件： （1）操作平均压力常压 （2）操作温度: t=20℃ （3）吸收剂用量为最小用量的倍数自己确定 （4）选用填料类型及规格自选。 三、设计内容 （1）设计方案的确定和说明 （2）吸收塔的物料衡算； （3）吸收塔的工艺尺寸计算； （4）填料层压降的计算； （5）液体分布器简要设计； （6）绘制液体分布器施工图 （7）吸收塔接管尺寸计算； （8）设计参数一览表； （9）绘制生产工艺流程图（A4号图纸）； （10）绘制吸收塔设计条件图（A4号图纸）； （11）对设计过程的评述和有关问题的讨论。
目录 1. 设计方案简介 (1) 1.1设计方案的确定 (1) 1.2填料的选择 (1) 2. 工艺计算 (1) 2.1 基础物性数据 (1) 2.1.1液相物性的数据 (1) 2.1.2气相物性的数据 (1) 2.1.3气液相平衡数据 (1) 2.1.4 物料衡算 (1) 2.2 填料塔的工艺尺寸的计算 (2) 2.2.1 塔径的计算 (2) 2.2.2 填料层高度计算 (3) 2.2.3 填料层压降计算 (6) 2.2.4 液体分布器简要设计 (7) 3. 辅助设备的计算及选型 (8) 3.1 填料支承设备 (8) 3.2填料压紧装置 (8) 3.3液体再分布装置 (8) 4. 设计一览表 (9) 5. 后记 (9) 6. 参考文献 (9) 7. 主要符号说明 (10) 8. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）
第二节精馏原理、第三节精馏塔物料衡算习
第二节精馏原理、第三节精馏塔物料衡算 复习 【学习目标】 1、理解精馏的原理，精馏过程及连续精馏的流程。 2、理解全塔物料方程、操作线方程，掌握有关的计算。 【学习过程】 一、简单蒸馏 1、简单蒸馏的定义： 2、简单蒸馏时一种、蒸馏操作。 3、简单蒸馏包含、和等设备。 4、随着蒸馏过程的进行，釜液中易挥发组分的含量不断，与之平衡的气相组成中易挥发组分的含量不断，釜中液体的泡点逐渐。 二、精馏原理 1、精馏过程就是将液相多次和将气相多次的过程，液体混合物经过 和后，便可以得到几乎完全的分离。 2、精馏装置的作用 ⑴塔板的作用 精馏塔塔板上气相中易挥发组分从上而下逐板；液相中难挥发组分从上而下逐渐；温度从上而下逐渐。 ⑵精馏段是指，其作用是 。 ⑶提馏段是指，其作用是 。 ⑷回流的作用 。⑸塔釜的作用 。 3、精馏连续进行的必要条件是。 4、精馏可以分为和。 三、精馏塔物料衡算的前提 1、为了简化精馏衡算，通常引入下列几种假设、、 和。 2、恒摩尔汽化是指 。 3、恒摩尔溢流是指 。 四、精馏塔物料衡算 1、精馏塔物料衡算包括、和。 2、全塔物料衡算的表达式为和。 3、精馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 4、提馏段操作线方程表达式为或。该方程的斜率分别为、；截距分别为、。 5、精馏塔的进料状况包括(q )、(q )、 ( q )、(q )和(q )。 6、进料热状况参数表达式为，当进料状况为液体时，表达式为 。 7、进料状况方程(q线方程)的表达式为，代表提馏段操作线和精馏段操作线焦点轨迹方程。 8、精馏段操作线、提馏段操作线和进料状况操作线与对角线交点分别为、 和。 【基础练习】 1、在精馏塔内自上而下，气相中易挥发组分的含量逐板( ) A、增多 B、减少 C、不变 D、先减少后增多 2、在精馏操作中自上而下，精馏塔内温度的变化情况( )
2精馏塔的物料衡算
重庆大学课程设计报告 课程设计题目：甲醇—水分离过程填料 精馏塔塔设计 学院：化学化工学院 专业：制药工程01班 年级： 2008级 姓名：刘晶 学号： 20087057 完成时间： 2011年7月6日 成绩： 平时成绩（20%）： 图纸成绩（40%）： 报告成绩（40%）： 指导老师：张红晶
1、设计简要 1.1 设计任务及概述 在抗生素类药物生产中，需要甲醇溶液洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶液，其组成为含甲醇50%、水50%（质量分数），另含有少量的药物固体微粒。为使废甲醇溶液重复利用，拟建一套填料精馏塔，对废甲醇进行精馏，得到含水量≦0.3%（质量分数）的甲醇溶液。设计要求废甲醇溶液处理量为日产3吨，塔底废水中甲醇含量≦0.5%（质量分数）。 操作条件： (1) 常压； (2) 拉西环，填料规格。 1.2 设计方案 填料塔简介 填料塔是提供气-液、液-液系统相接触的设备。填料塔外壳一般是圆筒形，也可采用方形。材质有木材、轻金属或强化塑料等。填料塔的基本组成单元有： ①：壳体（外壳可以是由金属（钢、合金或有色金属）、塑料、木材，或是以橡胶、塑料、砖为内层或衬里的复合材料制成。虽然通入内层的管口、支承和砖的机械安装尺寸并不是决定设备尺寸的主要因素，但仍需要足够重视; ②：填料（一节或多节，分布器和填料是填料塔性能的核心部分。为了正确选择合适的填料，要了解填料的操作性能，同时还要研究各种形式填料的形状差异对操作性能的影响）； ③：填料支承（填料支承可以由留有一定空隙的栅条组成，其作用是防止填料坠落；也可以通过专门的改进设计来引导气体和液体的流动。塔的操作性能的好坏无疑会受填料支承的影响）; ④：液体分布器（液体分布的好坏是影响填料塔操作效率的重要因素。液体分布不良会降低填料的有效湿润面积，并促使液体形成沟流）； ⑤：中间支承和再分布器（液体通过填料或沿塔壁流下一定的高度需要重新进行分布）； ⑥：气液进出口。 塔的结构和装配的各种机械形式会影响到它的设计并反映到塔的操作性能上，应该力求在最低压降的条件下，采用各种办法提高流体之间的接触效率，并设法减少雾沫夹带或壁效应带来的效率损失。与此同时，塔的设计必须符合由
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………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………
乙醇-水连续精馏塔的设计
化工原理课程设计任务书一 一、设计题目：乙醇精馏塔 二、设计任务及条件 （1）、进料含乙醇38.2%，其余为水（均为质量分率，下同） （2）、产品乙醇含量不低于93.1%； （3）、釜残液中乙醇含量不高于0.01%； （4）、生产能力5000T/Y乙醇产品，年开工7200小时 （5）、操作条件： ①间接蒸汽加热；②塔顶压强：1. 03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料；④回流比：R=5 ⑤单板压降：75mm液柱 三、设计内容 （1）、流程的确定与说明； （2）、塔板和塔径计算； （3）、塔盘结构设计： i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图；ii. 流体力学验算；iii. 塔板负荷性能图。（4）、其它：i. 加热蒸汽消耗量；ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 四、设计成果 （1）设计说明书一份； （2）A4设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。 化工原理课程设计任务书(6) (一) 设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 (二) 设计任务及操作条件 1) 进精馏塔的料液含乙醇25%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于94%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.1%； 4) 生产能力为日产（24小时）吨94%的乙醇产品； 5) 操作条件 a) 塔顶压力 4kPa（表压） b) 进料热状态自选 c) 回流比自选 d) 加热蒸气压力 0.5MPa（表压） e) 单板压降≤0.7kPa。 (三) 塔板类型
浮阀塔。 (四) 厂址 厂址为武汉地区。 (五) 设计内容 1、设计说明书的内容 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) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算； 9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A2号图纸）。 3.4 浮阀精馏塔设计实例 3.4.1 化工原理课程设计任务书 1 设计题目：分离乙醇-水混合液的浮阀精馏塔设计 2 原始数据及条件 生产能力：年处理乙醇-水混合液14.0万吨（开工率300天/年）原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于95%
吸收塔化工原理课程设计
化工原理课程设计 -------水吸收二氧化硫过程填料吸收塔设计说明书 学院： 班级： 姓名： 学号： 指导教师： 设计时间:
化工原理课程设计任务书(2) 一、设计题目 水吸收二氧化硫过程填料吸收塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务 ①生产能力（入塔炉气流量） 2500 m3／h ②二氧化硫吸收率 96% ③入塔炉气组成(含二氧化硫) （摩尔分率） 2、操作条件 ①入塔炉气温度25℃ ②洗涤除去二氧化硫的清水温度20℃ ③操作压强常压 ④吸收温度基本不变,可近似取为清水的温度 3、填料类型阶梯环填料,填料规格自选 4、厂址齐齐哈尔地区 三、设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、吸收塔的物料衡算 3、吸收塔工艺尺寸计算 4、填料层压降的计算 5、液体分布器简要设计 6、填料吸收塔装配图(1号图纸) 7、设计评述 8、参考资料
目录 1 绪论 (1) 吸收技术概况 (1) 吸收设备的发展 (1) 2 设计方案的确定 (2) 方案的确定 (2) 流程的确定 (2) 3 填料选择 (2) 4 吸收塔的工艺计算 (2) 基础物性数据 (2) 4.1.1 液相物性数据 (2) 4.1.2 气相物性数据 (2) 4.1.3 气液相平衡数据 (3)
物料衡算 (3) 填料塔的工艺尺寸计算 (4) 4.3.1塔径的计算 (4) 4.3.2传质单元高设计 (7) 4.3.3传质单元数的计算 (7) 4.3.4填料层高度 (9) 填料层压降 (10) 5 填料塔的附属结构 (11) 液体分布器简要置 (11) 液体再分配置 (11) 填料支撑结构 (12) 5.3.1填料支撑结构应满足三个基本条件 (12) 5.3.2较常用的支撑结构 (12)
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。 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
精馏塔的物料衡算.doc
滨州学院 课程设计任务书 一、设计题目： 分离苯——甲苯混合液的筛板板式精馏塔工艺设计 二、设计条件： （1）设计规模：苯——甲苯混合液4万t/a。 （2）生产制度：年开工300天,每天三班8小时连续生产。 （3）原料组成：苯含量35%（质量百分率,下同）. （4）进料热状况：含苯35%（质量百分比,下同）的苯——甲苯混合液,25℃. （5）分离要求：塔顶苯含量不低于98%,塔底苯含量不大于0.8%。 （6）建厂地址：大气压为760mmHg,自来水年平均温度为20℃的滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 2、精馏塔的物料衡算 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（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算 7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算 11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘,A2图纸） 12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘,A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14、有关物性数据可查相关手册 15、注意事项 ⑴写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交 四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员,下达设计任务书0.5天 2、收集资料,阅读教材,拟定设计进度1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容5-6天 4、绘制总装置图2-3天 5、整理设计资料,撰写设计说明书2天 6、设计小结及答辩1天
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
浮阀精馏塔设计 -讲解
课程设计题目 浮阀精馏塔连续回收乙醇与水混合物中的乙醇设计 姓名：黄同月 学号：3212003902（30号） 班级：121103班 指导老师：罗儒显 完成时间：2014年9月18日
目录 一.板式精馏塔工艺设计内容及任务 (3) 1.1设计背景 (3) 1.2设计目的 (4) 1.3设计题目 (4) 1.4设计的要求 (4) 1.5设计条件及操作条件 (4) 1.6 浮阀塔及筛板塔的特性 (5) 1.6.1 浮阀塔的特性 1.6.2筛板塔的特性 二. 精馏塔工艺的设计 (6) 2.1精馏塔全塔物料衡算 (6) 2.2 理论塔板的计算 (7) 2.2.1最小回流比及操作回流比 2.2.2精馏段操作曲线 2.2.3提馏段操作曲线 2.2.4作直角阶梯图求理论塔板 2.3实际塔板数计算 (9) 2.4常用数据一览表 (9) 三.精馏塔尺寸计算 (9) 3.1塔径的初步设计 (10) 3.1.1塔径 3.1.2总塔高 3.2塔板主要工艺尺寸 (13) 3.2.1溢流装置 3.2.2降液管宽度W d 与降液管面积A f 3.2.3降液管底隙高度h 3.2.4筛板的布置 3.2.5开孔区面积 3.3浮阀数目及排列 (16) 3.3.1浮阀数目N 3.3.2阀孔排列 3.4各接管尺寸的确定 (17) 3.4.1进料管 3.4.2塔釜残夜出料管 3.4.3回流管 3.4.4塔顶上升蒸汽管
3.4.5水蒸气进口管 3.5精馏塔主要附属设备 (19) 3.5.1冷凝器 3.5.2再沸器 3.5.3除沫器 3.5.4法兰 3.5.5视镜 3.5.6塔体壁厚 3.5.7筒体与封头 四.流体力学验算 (21) 4.1气体通过浮阀塔版的压力降（单板压降） (21) 4.1.1干板阻力h c 4.1.2板上充气液阻力h 1 4.1.3由表面张力引起的阻力 4.2漏液验算 (21) 4.3液泛验算 (21) 4.4雾沫夹带验算 (22) 五.操作性能负荷图 (22) 5.1气相负荷下限线（又称漏液线），记为线1 (24) 5.2过量雾沫夹带线（又称为气相负荷上限线），记为线2 (24) 5.3液相负荷下限线，记为线3 (24) 5.4液相负荷上限线，记为线4 (25) 5.5液泛线，记为线5 (25) 六.浮阀塔板工艺设计结果一览表 (26) 七.参考文献 (27) 八.设计心得 (28) 一.板式精馏塔工艺设计内容及任务 1.1设计背景 随着世界石油资源的减少,作为生物燃料的无水乙醇在今后的动力燃料中可能占一席之地，而无水乙醇与汽油混合(俗称汽油醇) 可作为内燃机的燃料就成为
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 ，ω编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯 总计 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434 .001.02434.1333=?==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω 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