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 H K 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 10.634

3 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)1.5exp(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

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α 514.2=甲苯α 1=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α 1=乙苯α； 133=进t ℃

， 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=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 3lg )()(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ρ

3/866m 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 k m o l 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 ?=262.0μ 10.1102.8713

.958===

L ρρ?水

0033.0102.87185

.2==L V ρρ

257=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 0.8u

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

.076171.34200170965

.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=φ s 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，由附录查每米填料理论板数为3.5～4块， 取： 3.5t n =，则：110.293.5t 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 ≤； 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 乙醇的摩尔质量 A M =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol 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 =×+×=23.07kg/kmol D M =×+×=35.97kg/kmol W M =×+×=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 25007.231000 2000=???kmol/h 总物料衡算 =W D + 水物料衡算 ×=+W

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)

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。

精馏工艺流程简述

2.3.1 精馏工序 2.3.1.1 脱气系统（回收乙炔） 合成粗醋酸乙烯（反应液：醋酸乙烯39.5%醋酸57.8%乙醛1%水0.2%乙炔1%高沸物0.2%丙酮0.02%其他0.18%）经预热器（E055301)粗分（T055303)塔气相预热后进入脱气塔(T055301)顶部，通过进料调节阀（LRC055301)控制塔液位,通过蒸汽调节阀（TRC055302)控制中温,使乙炔、部分高级炔烃、CO2从塔顶排出，并带了部分乙醛和醋酸乙烯，经脱气塔馏出冷凝器(E055302)12℃冷却水冷凝后液相回流至脱气塔顶部，气相从第一洗涤塔（T055310）底部进入，该塔用经过循环冷却水32℃冷却器（E055304）和从V055301来的回收液作为冷剂（E055305)冷却后的粗HAC35℃(T055303釜液)喷淋，以吸收脱气塔排出C2H2气（62%）中的乙醛（5.5%）和VAC（32.5%）。第一洗涤塔釜液流回脱气塔顶，第一洗涤塔(T055310)顶排出的C2H2气带有少量醋酸蒸汽（10%），进入第二洗涤塔(T055311)，用二级脱盐水吸收醋酸，釜出至醋酸精制塔回收醋酸（18%），塔顶排出乙炔气（98%）水（1.6%）经第二洗涤塔气液分离器(Y055301)除液滴后进入乙炔气缓冲槽（V055318)经鼓风机（C055301)送乙炔净化处理。 2.3.1.2 粗馏系统（脱除乙醛） 脱气后的粗醋酸乙烯（醋酸乙烯39%醋酸59%乙醛1%水0.2%乙炔1%高沸物0.2%丙酮0.02%其他0.18%）由脱气塔釜液泵(P055302)通过流量调节（FRC055303)控制送到脱乙醛塔(T055302)； 脱乙醛塔顶气相（72℃）经脱乙醛塔循环水分凝器(E055306)部分冷凝，冷凝液进入脱乙醛塔馏出槽(V05555302)与回收液槽(V055301)送来的回收液混合，由脱乙醛塔馏出泵(P055303)送出，通过流量控制(FRC05312)进行回流，通过(LRCA05332)调节分凝器冷却水量控制脱乙醛塔馏出槽(V055302)液位；分凝器（E055306)未凝气体72℃进入脱乙醛塔12℃冷却水全凝器（E055307)冷凝，冷凝液进

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 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

基于DCS的精馏塔工艺流程

第一章绪论 1.1 课题研究的目的和意义 随着现代化工的飞速发展，生产规模的不断扩大，工艺过程越趋复杂，对工艺流程前后工序相互关联紧密，充分利用能源等提出的要求，DCS控制系统已发展为过程控制的主流。它在工业过程控制领域发挥了越来越重要的作用，广发应用于各种行业的生产过程中。生产设备自动化程度的提高有利于降低工厂生产成本，促进生产线的柔性化和集成化，有利于提高产品的质量，产量以及产品的竞争力。从某种意义上说，DCS控制技术为我们创造了不可忽视的经济效益和社会效益。 精馏塔作为石油化工生产过程的一个十分重要的环节，对其实现科学的控制直接决定着产品的质量、产量和能耗。这也是工业自动化领域里的一个长期的研究课题。 1.2本课题的主要研究内容 本课题的主要内容是根据精馏塔的工艺流程，控制系统要求等，分析影响精馏塔控制的主要参数，提出合理的控制方案并绘出其相应的控制流程图，最后，应用JX-300XP DCS控制系统实现精馏塔的过程监视，数据收集，数据处理，数据存储，报警和登陆，过程控制等功能。

第二章工艺过程分析 2.1精馏系统工艺过程分析 2.1.1工艺流程简介 本设计流程是利用精馏方法，在精馏塔中将乙醇从塔釜混合物中分离出来。精馏是将液体混合物部分气化，利用其中各组分相对挥发度的不同，通过液相和气相间的质量传递来实现对混合物的分离。本装置中将由于乙醇的沸点较低，易挥发，故采用加热精馏，经气化的乙醇蒸汽经冷凝，可得到较高纯度的乙醇。 原料（乙醇和水及少量杂的混合物）经进料管由精馏塔进料板处流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分气化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸汽凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔顶的上升蒸汽多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分气化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。 2.1.2工艺过程分析 精馏塔的操作是从物料平衡，热量平衡，相平衡及精馏塔的性能等几个方面考虑的，通过控制系统建立并调节塔的操作条件，使精馏塔满足分离要求。 精馏塔操作控制的典型参数中，有六个流量参数：进料量，塔顶和塔釜产品流量，冷凝量，蒸发量和回流量。此外，还有压力，塔釜液位，回流罐液位，塔顶产品组成和塔釜产品组成等参数。 压力和液位控制是为了建立稳定操作条件。液位恒定阻止了液位积累，压力恒定阻止了气体积累。对于一个连续系统，若不组织积累就不可能取得稳定操作，也就不可能稳定。压力是精馏塔操作的主要控制参数，压力除影响气体积累外，还影响冷凝，蒸发，温度，组成，相对挥发度等塔内发生的几乎所有过程。 产品组成控制可以直接使用产品组成测定值，也可以采用代表产品组成的物性，如密度，蒸汽压，最常用的是采用灵敏点温度。 1.压力控制 精馏塔对压力的平衡要求很严格。一旦压力大幅度波动，塔釜液位，回流液位紧跟着波动，进而影响物料平衡，热量平衡，相平衡三大平衡，从而使整个操作系统处于不平稳状态，影响到产品质量及产量。例如从提高产品质量来说，压力越高，沸点越接近，气液两相越难分离，显然降低压力可以提高产品质量。但

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

甲醇精馏工艺流程

甲醇精馏工艺流程 由合成工序闪蒸槽来的粗甲醇在正常情况下直接进入本工序的粗甲醇预热器（E11101）预热至65C后进入预精馏塔（T11101）（在非正常情况下，粗甲醇来自甲醇罐区粗甲醇储槽，经粗甲醇泵加压后进粗甲醇预热器预热。粗甲醇预热器的热源来自常压塔再沸器出来的精甲 醇冷凝液温度。）预精馏塔（T11101）作用是除去溶解在粗甲醇中的气体和沸点低于甲醇的含氧有机物，以及C10以下的烷烃。预精馏塔顶部出来的甲醇蒸汽温度为73.6 C,压力为 0.0448MPa,塔顶出来进入预塔冷凝器I （E11103）,塔顶蒸汽中所含的大部分甲醇在第一冷 凝器中被冷凝下来，流入预塔回流槽（V11103）经预塔回流泵（P11102AE）打回流。未冷凝 的少部分甲醇蒸汽，低沸点的组分和不凝气进入塔顶冷凝器H （E11104）继续冷凝，冷凝液 可进入网流槽也可作为杂醇采出，不凝气经排放槽中的脱盐水吸收其中的甲醇后放空排放。用不凝气的排放量控制预精馏塔（T11101）塔顶压力，排放槽吸收液达到一定浓度后作为杂 醇送入杂醇储槽或返回粗甲醇储槽重新精馏。预塔再沸器（E11102）的热源采用0.5MPa的 低压饱和蒸汽。蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经冷凝水泵（P11110AE）送往动力站循 环使用。为中和粗甲醇中的少量有机酸，在配碱槽中加入定量固体NaOF配置碱溶液储存在 配碱槽（V11101）中。经碱液泵（P11101AE）进入扬碱器（V11110AB再进入预塔回流槽（V11103）经过预塔回流泵（P11102AE）沿预精馏塔（T11101）进料管线加入预塔，控制预塔塔釜溶液PH值为9 —10,预精馏塔（T11101）塔釜维持一定液位，塔釜甲醇溶液经加压塔进料泵 （P11103AE）加压后进入加压塔进料预热器（E11105）预热后的甲醇进入加压塔（T11102）进料口，塔顶出来的甲醇气体温度121 C压力约0.574MPa进过常压塔再沸器（E11107）将 甲醇冷凝下来，冷凝后的甲醇液进入加压塔回流槽（V11111）。回流槽中的甲醇一部分经加 压塔回流泵（P11104AE）后打回流入加压精馏塔（T11102）,其余部分经粗甲醇预热器（E11101）与粗甲醇换热降温后再经精甲醇冷却器（E11110）冷却作为产品送往精甲醇中间槽（V11106）。加压塔再沸器的热源采用0.5MPa饱和蒸汽，蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经P11110AB 冷凝水泵送往动力站循环使用。 常压塔部分：加压精馏塔（T11102）塔釜维持一定液位，甲醇溶液靠自压进入常压精馏 塔（T11103）进料口，从常压精馏塔（T11103）塔顶出来的甲醇蒸汽温度气体温度为66C, 压力为0.008MPa,经常压塔冷凝器（E11108）冷凝，冷凝下来的甲醇进入常压塔回流槽 （V11104）, 一部分经常压塔回流泵（P11105AE）打回流进入精馏塔（T11103），其余作为产品进入精甲醇冷却器（E11110）冷却到40C送往精甲醇中间槽（V11106）,另有一部分去预塔回流槽（V11103），常压精馏塔（T11103）中上部和下部设有侧线可采出杂醇。降低塔内高沸点物的富集浓度，杂醇经杂醇冷却器（E11109）冷却后送杂醇储槽（V11108）累计一定 量后又杂醇油泵（P11108）抽出卖掉或是去粗甲醇罐区和稀醇水槽（V11113）。从常压塔釜 排出的残液进残液罐（V11107）由残液泵P11107AB加压后去综合污水处理。在开车和事故状态下， 当采出的精甲醇不合格时，由副线改送到粗甲醇储槽重新精馏。

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。

精馏塔设计图(参考)

1 / 2 ∠1∶１０ 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∶20 A1 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1 2345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 6 789 10111213 14151617JB4710-92 GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92GB/T3092-93HG20594-97JB4710-92 GB/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 6.723.931.55322.7 94.2374.19140.62.97 5.382.364.67 1.170.411.0321.9376181210.69 2.02380Q235-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-A 1819202122232425 2627282930313233343536 3738394041 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M42×4.5GB704-88370.70.411.0382.3248.10.411.031.874.150.962.36118.3 310.10.411.03370.738021.032.612.2442.540.6 16.944.3δ=8 1 40 6 23 45 41 39 38 37789 10 1112 3635 34 33 3213 14 31 15 1630 2917 28 2726 25 24 2318 19 202122 a b c d e f i g h j1 k l n m5 m7 Ⅵ Ⅴ Ⅳ Ⅲ Ⅱ Ⅰ 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 Kg e m1-7a f i g h j2n j4 l j3 k j1 b c d j3 序号 项 目指 标11 109 87654 3 21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b c d e f g h i j1-4k l m1-7n 2060020453220202020402045040 HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97HG20594-97 HG21515-95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 313028263335373929 2732 3436 38404142 43 444546 474849 505125 24 2322 21201918 1716 151******** 8 7654 32114m6 m7 m5 m4 m3 m2 m1 1 2 3 4 5 30 31 32 33 3435 5051管口方位示意图 A、B类焊缝 1：2 整体示意图1：2 Ⅵ Ⅴ 1：5 1：5 Ⅳ A B B向 A向 Ⅲ 1：5 Ⅱ 1：5 Ⅰ 1：10 平台一 平台二 357 2901