规整填料精馏塔
规整填料精馏塔
1.概述
填料塔是石油、化工、轻工、制药以及原子能工业中广泛应用的化工分离设备，约有100多年的发展史。近年来，随着分离技术的发展，填料结构不断改进，出现了不少具有高通量、高效率、低压降的新型填料，诸如SULZER公司的MELLEPAK填料、GLITSCH公司的GEMPAK填料、KOCH公司的FLEXPAC填料。同时与之相适应的新型塔内件也应运而生，从而给填料塔的发展带来了新的生机。由于采用了效率高、放大效应小的填料，同时改进了液体分配器的结构，使得目前波纹填料塔最大直径已可达14m。
随着空分设备的大型化和无氢制氩技术的发展，采用微分接
触的高效填料塔势在必行。使用规整填料的空分装置与传统空分
装置相比，具有以下优点：
①压降低、能耗低、传质效果好；
②装置操作弹性高；
③容易提取高纯度氩；
④装置启动积液容易；
⑤适用于各种塔径，可通过使用高效填料缩小塔径和降低塔高。
常见的填料塔结构如图1和表1。它由外壳、塔填料、液体
分布器、液体收集器、支撑格栅、定位格栅、气体进口管、带防
涡器的液体出口管以及裙座组成。
表1 常见填料塔组件名称
图1 填料塔示意图
2.波纹填料的几何结构
板波纹填料通常按照塔径大小做成圆柱状填料盘，每盘填料由压成波纹状的薄片相错排列组装而成。 2.1波纹片结构[1]
图2为我厂生产的KBB-J-4.3Y 波纹填料元件——波纹片的结构图，其参数如下：
峰高（大波纹）： h = 4.30mm 波距（大波纹）： B 2= 7.20mm
板厚：
δ
= 0.15mm 齿顶角（大波纹）：
α
= 66.20
倾角（大波纹）： θ= 450 未注圆角（大波纹）： R = 0.75mm 小波纹波高： 1h = 0.43mm 小波纹波距： 1B = 1.50mm 小波纹波距： 11
B = 0.50mm 小波纹波距： 12B = 1.00mm
小波纹圆角： 1R = 0.20mm 孔径： o φ= 3.92mm 开孔率：
b
= 10.83%
开孔倾角：
1
φ= 9.50
±0.50
图2 孔板波纹片结构图
2.2几何特性参数计算
比表面积a 指每立方米填料层所具有的填料的总几何表面积，单位为m 2/m 3，KBB-J-4.3Y
填料的比表面积按下式计算。
()1
2
12
212
11212
2
B B h B h b 1B
h B h 2a ++
+?
-??+?
=
堆积密度γ 指每立方米填料层的填料重量，单位为kg/m 3
，当已知填料的空隙率ε和材质密度
1γ时，也可用下式计算堆积密度：
()11γ?ε-=γ
空隙率ε 指每立方米填料层中所具有的空隙率，单位为m 3/m 3，用测得的堆积密度γ及查出的材质密度1γ，可用下式计算空隙率：
1
1γγ-
=ε
也可用比表面积a 和波纹片厚度δ，由下式计算空隙率：
2
a 1δ?-
=ε
开孔率b 取一波纹片，用卡尺量取峰高h 、波距B 2以及波纹片宽度，并读出波纹数b n ，用下式计算该波纹片上一个面的表面积：
2
2
b B
h E n 2m +?
??=
然后计算该波纹片上孔的总面积，用此孔面积除以m 即为开孔率b 。
当量直径H d 用已测得的峰高、波距值，计算波纹边线长度，然后算出内接圆的半径，两倍之，则得该波纹填料的当量半径值。
也可用上面测得的比表面积、空隙率和波纹片厚，用下式计算当量半径值：
a 4d H ε?= δ
?-=
2a
4d H
干填料因子Φ 可直接由上述测定并计算得的填料比表面积a 和床层空隙率ε按下式算出，即：
3
a ε
=
Φ
3.塔径计算
一般而言，填料精馏塔的直径是根据气体负荷来计算的。按流量公式为：
G
s T u V 4D ?π?=
或
G
G T u 3600G 4D ?ρ?π??=
式中：
V S
气体流量，m 3
/s 。
G 气体质量流量，kg/h
从上式可以看出，计算塔径的核心问题是确定空塔流速u G 值。确定u G 值的方法可以参照散堆填料的方法： BAIN-HOUGEN 关联式
BAIN 和HOUGEN 对SHERWOOD-HOLLOWAY 公式作了修正，提出了如下计算泛点速度的关联式[2]：
125
.0L G
25.02
.0L L G 3
2Gf G L 75.1A a g u log ???
? ??ρρ??? ???-=???
?????μ?ρρ?
??? ??ε?
式中：u Gf 泛点气速，m/s g
重力加速度，9.81m/s 2
a/ε3 干填料因子，1/m ρG 气相密度，kg/m 3 ρL 液相密度，kg/m 3 μL 液相黏度，cP A 与填料相关的常数
对750Y （或700Y ），A=0.35
L
液体质量流量，kg/h
计算出泛点速度后，则由下式确定空塔气速u G 值：
()Gf G u 80.0~70.0u ?=
4.填料层高度
4.1传质单元法[5]
填料精馏塔为微分式接触精馏，在微元高度dn 的填料段上对某一组分的质平衡为：
()(
)*
x
x A K y z KA dn
dx L
dn
dy V -'=-==
式中： V 通过填料上升的蒸汽量 L 通过填料下降的液体量 x 下流液体中某组分的含量 y 上升蒸汽中某组分的含量
z 蒸汽中与下流液体相平衡的某组分含量
x *
液体中与上升蒸汽相平衡的某组分含量
K,K ’ 传质系数。它与扩散系数、上升蒸汽及下流液体的流动特性、介质的物理特性、塔径、填料特性等诸因素有关。
A 单位高度上填料的表面积
对上式积分后可以得到某段(或整段)填料的高度：
?
?
====-'=
-=
2
1
2
1
x x x x *
y y y y x
x dx A
K L y
z dy KA
V H
式中： 注脚1 进料气或残液浓度
注脚2 产品气或回流液浓度
4.2理论塔板法
对于精馏计算，基于理论板（平衡级）的概念，习惯用理论板当量高度（HETP ）值表达填料的传质动力学效率，故习惯用理论板法计算填料层高度：
m
N HETP H ?=
式中： Nm
理论塔板数
HETP 相当于一块理论板的填料高度
实验证明，HETP 不仅与填料的性质有关，而且与精馏塔的高度、直径、径高比、气流速度、喷淋密度和被分离物的物理特性有关。
在许多实验资料的基础上提出了下列计算公式：
L
G m
1G
m L
lg
L G a
u 28HETP 038
.0L G 19
.0G L 342
.02
.12
.0G G
G -????
? ??μμ???
? ??ρρ??
? ???ε???
?
?
?μ
?ρ=-
式中：
m
在y-x 坐标上平衡曲线的倾角正切平均值。用下式计算m 足够精确：
m
N
i 21N m m m m m m
++++=
m I 各段的倾角正切值
SULZER 公司的SPIEGEL 提出如下的等板高度计算公式[6]：
e
G G G H a D Sh
u d HETP =
G
G G
H G G
D S k D d k Sh
≈
=
()???
?
??ρμ?
?
?
???μ?ρ?+=G G G
8
.0G G Le Ge G
G D S U U 054.0D S k
a u u 0.58
0.5a Gf G
e ????
?
??+=
()θ
ε=sin h -1u U t G Ge
θ
??ε=
sin h u U t L Le
式中： ε
填料空隙率 θ
填料几何角度 H d 填料当量直径，m L
u
液体空塔流速，m/s h t 填料持液量，%
D G
气体扩散系数，m 2/s
5.持液量
BRAVO 提出的总持液量计算公式[6]
为：
31
e L L
L H t t sin g u 3d F 4h ???
? ??θ?ε?ρ?μ??=
???
?
??ρρ-ρ??=L G
L e g 5.0g 式中： F t 有效湿润表面的修正系数，取0.94
g
重力加速度，m/s 2
6.压降
6.1 填料压降
规整填料的压降可按BRAVO 公式计算[7]：
5
5.0R 3c
H 2
Ge
G eG F C 11
g d U R 7.92171.0P ???
?
????-??????
??ρ??????+=?
()θ
ε=sin h -1u U t G Ge
θ
??ε=
sin h u U t L Le
c
H 2
Le R g d U F =
G
G
Ge H eG
U d R
μρ=
式中： P ?
填料压降，m/Pa c g 重力加速度，m/s
2
G μ 气体黏度，mPa.s
3C
与填料种类相关的常数**
6.2 250Y 填料压降
干填料压降：
(
)
72
.1G
G
u 802P ρ=?
湿填料压降：
()
LL
3LL
310
8.372.1G
G
10
46.4u
10
848P ?-?-?+?ρ?=?
式中：
LL
液体喷淋密度，m 3/m 2.h
本公式的计算值与实测值相比，平均偏差为5.5%，最大偏差为10%。 6.3 500Y 与750Y 填料压降
500Y 与750Y 填料压降根据F 因子按图3计
算。
7.塔内件设计
7.1填料支撑
填料支撑的基本要求有：
①符合承重要求，支撑板上的负荷包括填料重量、填料空隙中充满液体的重量及可能加到装置上冲击压力的总和。
②支撑装置的自由流动净截面面积应是塔截面面积的65%，或更大，以防止由于流体流动受阻，压力降增加而导致液泛。
③支撑装置上的填料层高度应按规定设计，以免产生机械的、振动的和热的冲击负荷，影响塔的操作。
图5 填料支撑结构
规整填料常用的填料支撑如图5，其尺寸和负荷见表4。
7.2液体分配器[8]
塔内液体的均布是填料塔良好操作之关键所在，它直接影响塔内气液两相的接触表面积及填料塔的操作效率。在空分装置的精馏中，一般采用液体自流式（即重力型）。
填料上的液体分布器的选择，与塔直径的大小、填料形式及分布器的材质有关。分布器一般分为两类：①液体自流式；②液体受压进料式。表5是几种液体分配器的主要特征及其适用范围。
7.2.1圆筒形升气式液体分布器
如图6，由筛孔平底圆板及供气体上升的圆管组成。一般圆板可分成几块，以便安装。进液管筛孔圆板中央处上方，且使管底边高出升气管150mm 左右。进液时要求速度控制在1.5m/s 左右，以保证平板上所有筛孔上形成均匀的液面。
其设计步骤为：
①依据塔径，确定出液体分布器的直径，如表6所示。其余参数见表7。
②升气管：通常情况下，升气管总截面面积取塔截面面积的15%～45%。升气管直径取DN100～DN150为宜，升气管的高度可根据要求自定。
升气管的设计，主要控制在较低的压降，常用估 图6 圆筒形升气式液体分布器 算升气管压降的经验公式为：
2
S G A V 226.1p ??
?
??ρ=?
式中： Δp 压降，Pa
A
升气管截面面积，m 2
③降液孔板：设计一个良好的液体分布板，应首先保证降液孔板具有一定的筛孔数。一般要求降液孔板至少达到110个孔/m 2塔截面，对500Y 与700Y （750Y ）通常为175～190个孔/m 2塔截面。降液孔板的筛孔确定后，其孔径可由L
gH
2w =
和4/w nd L 2
S π=推导的下式计算：
L
S H n L 53619
.0d =
式中： d 筛孔直径，m
L S 液体流量，m 3
/s
H L 筛板上液柱，m
在设计估算时，液层高度通常取升气管高度的一半。液压头根据最小液流量和最大液流量要
求能在13mm到低于升气管管顶25mm的范围内变化[125～245kPa]，为避免小孔堵塞，其孔径应不小于3mm。
7.2.2槽条形升气式液体分布器图7 MDP槽条形升气式液体分布器
如图7，是由槽条依次等距离沿截面铺设而成。气体由无底槽内上升，液体沿槽条间底板上开设的许多筛孔处向下淋降。进料液体由叠架在槽条上且与各槽条垂直的进料槽处进入。进料槽底部的小孔与槽条间底板处的筛孔对准，使下降的液体与上升的气体分道流动。一般情况下，进料槽底部的小孔处的下降速度控制在1.5m/s左右，以保证平板上所有筛孔上形成均匀的液面。
MDP型槽条形升气式液体分布器总高约610mm。其结构尺寸见表8。
表8 MDP槽条形升气式液体分布器结构参数
②塔径≥2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。
③接液槽的实际数量取决于液流量。
7.2.3闪蒸进料液体分布器
如图8，它由上部的50%开口的环形通道和下部的类似于301A圆筒形升气式液体分布器而组成，上下部独立支撑。它是用来分离两相进料中的气相。上部的50%开口的环形通道高度一般为300mm，上下两板之间也为300mm。闪蒸进料液体分布器的结构参数见表9。
表9 闪蒸进料液体分布器结构参数
②塔径≥2700mm的填料支撑需要增加中间支撑梁。
图8 闪蒸进料液体分布器
7.3气体进口管
气体进口管和分布系统的形式与塔的操作工
况存在着很大的关系。气体分布器有下列形式：
① GD型气体分布器（图9）：适应于塔径
小于2500mm的、绝对压力低的、气体负荷低的
精馏场合。
② GDP型气体分布器（图10）：适应于塔
径小于2500mm的、气体负荷较高的、空间受限制的精馏
场合，它在气体直接进口中使用挡板对气体进行分流，使
气体沿容器内壁流动（局部切向气流分布）。
③ GIG笛形管气体分布器（图11）：适应于塔径小
于2500mm的、纯气体进料、采用其他措施不可能提供均
匀气体分布并有一定压头可供利用的情况，GIG笛形管气
体分布是由底部侧面开孔的水平管子组成，在管子底部气
体分成许多气流束。
④GIO型气体分布器（图12）：适应于塔径大于
2500mm的场合。它是带有端面挡板的底部敞开的气体进口管，一般作为标准气体进口系统。实验结果和经验表明，如果进口的定位适当，可以得到良好的效率和良好的气体均匀扩散。对较大塔径或在高的气体负荷下，可以使用几种变型的GIO标准气体进口管。
a）如果进口管直径足够大，管子可以在水平方向分叉，气体由两个分隔仓进入塔内。
b）如果可以配置两个进口管，应放在相反的方向上。
c）如果a）和b）都不可能，或对气体分布均匀性要求很高时，GIO进口系统与带有附加升气管的装置配合使用。
d）填料间纯气体进料，气体通过管中的两个切口流出。
7.4液体进口管
液体进口管分为两种形式：
① LV型液体进口管（图13）：上图
适用于无闪蒸的纯液体直接进入分布器。
下图适用于进料闪蒸率<20%、法兰连接的
塔，可以使闪蒸进料直接进入塔内闪蒸
槽。闪蒸槽通常位于槽式分布器的主槽通
道上。
② LR型液体进口管（图14）：进料
闪蒸率<10%时，将进料送进叶片式收集器
的环形槽是为了将进料和回流液体混合起
来。利用特殊形状的进口，还有可能送进
过热的进料液体，它就能在环形槽中发生
闪蒸。对于闪蒸率高（>10%）的进料，在
环形槽上还采用分叉的有很多孔的圆管
（对较大型塔，可以用雾化喷嘴，此时中
心槽上方也采用）。注意：管内静压力必
须高于塔压。
7.5液体收集器和再分配器
液体收集器是填料塔中收集上段填料
层流下液体的内件。对于液体侧线采出或
填料层分段进行液体再分
配之处都要设置液体收集
器。液体收集器其主要结
构为斜板式，如图14。
为减少流体壁流，
提高传质效率，为侧线
采出或加料，填料层需分
段设置。在各填料段间必
须安装液体再分布器，其图13 LV型液体进口管
作用是收集上段填料层流下液体使之混合，进而为下段填料提供足够的分液点和优秀的液体分布质量。
1）对于小于600mm的塔使用截锥式再分布器。
锥体与塔壁夹角一般取35～450，截锥下口直径为
70%～80%塔径。
为增加气体流通截面积、减少阻力，改善液体再
分布器的淋降点，现广泛使用改进截锥式的“玫瑰
花”型再分布器。它具有：
①较高的自由截面积72%(截锥不到60%)；
②较大的液体处理量；
③均匀分布的降液点；
④不易堵塞等优点。
2）对于直径更大的塔，使用与液体分布器相似
或相同的再分布器。
对规整填料分段高度约（15～20）HETP。图14 LR型液体进口管
7.6液体出口管与防涡器
液体由塔底出口排出时，在排液口处会形成一
个向下的旋涡，不但会影响塔底液面的稳定，而且
有可能带走气体。如果液体为泵送，则带气会影响
泵的正常工作，可能会产生汽蚀现象。所以，在塔
底液体出口前需设置防止旋涡产生的挡板亦即防涡
器。防涡器有单片防涡板和十字防涡板两种结构，
如图15，其中(a)、(c)结构用于较清洁的液体，
(b)、(d)结构用于有沉淀物的液体。为防止散落或
破损填料堵塞出口管路和泵，在塔液体出口管上在
设置防涡器的同时还应设置挡板或挡网。
图15 液体出口管与防涡器
8液体粘度[9]
常压下，纯组分液体在温度T （K ）下的粘度L μ（C P ）为：
2
L DT CT T /B A log +++=μ
式中各常数见表10。 对于液体混合物其粘度为：
[]33/1Li
i
m x ∑μ=
μ
式中： i x 组分i 分子分数, mol% Li μ 组分i 粘度, cP
m μ
液体混合物粘度, cP
压力下液体粘度为：
()(
)278
.0o
o
01638.00239.010665.98P 0147.0log
μ+-=μμ
式中： μ 液体高压粘度, cP μo 液体常压粘度, cP
P
压力, kPa.abs
[1] HKB-8-14-1999 孔板波纹填料技术条件
[2]
王树楹，《现代填料塔技术指南》，中国石化出版社，1998 [5]
曾繁均，“填料式精馏塔的计算”，《深冷技术》 [6]
黄洁、郭维光、张学，“金属孔板波纹填料的传质计算”，《化工设计》，1998年第6期 [7]
骆广生、朱祯林，“规整填料精馏塔的设计计算”，《化学工程》，1998年第4期 [8]
徐崇嗣主编，《塔填料产品及技术手册》，化学工业出版社，1995 [9]
CARL YAWS ，CORRELATION CONSTANTS FOR CHEMICAL COMPOUNDS ，CHEMICAL ENGINEERING ，Vol.83，No.25，1976
乙醇精馏塔设计毕业论文
乙醇精馏塔设计毕业论文 目录 摘要................................................................. I Abstract............................................................. II 第一章绪论 (1) 1.1 设计的目的和意义 (1) 1.2 产品的性质及用途 (1) 1.2.1 物理性质 (1) 1.2.2 化学性质 (2) 1.2.3 乙醇的用途 (2) 第二章工艺流程的选择和确定 (3) 2.1 粗乙醇的精馏 (3) 2.1.1 精馏原理 (3) 2.1.2 精馏工艺和精馏塔的选择 (3) 2.2 乙醇精馏流程 (5) 第三章物料和能量衡算 (7) 3.1 物料衡算 (7) 3.1.1 粗乙醇精馏的物料平衡计算 (7) 3.1.2 主塔的物料平衡计算 (8) 3.2 主精馏塔能量衡算 (9) 3.2.1 带入热量计算 (9) 3.2.2 带出热量计算 (10) 3.2.3 冷却水用量计算 (10) 第四章精馏塔的设计 (11) 4.1 主精馏塔的设计 (11) 4.1.1 精馏塔全塔物料衡算及塔板数的确定 (11) 4.1.2 求最小回流比及操作回流比 (12) 4.1.3 气液相负荷 (12) 4.2 求操作线方程 (12) 4.3 图解法求理论板 (13) 4.3.1 塔板、气液平衡相图 (13) 4.3.2 板效率及实际塔板数 (14) 4.4 操作条件 (14) 4.4.1 操作压力 (14) 4.4.2 混合液气相密度 (15) 4.4.3 混合液液相密度 (16) 4.4.4 表面力 (16)
精馏塔的计算
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率： 进料： 794.0074.4323 9072 .5x F == 塔顶： D x = 塔底： w x = 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=），及以下操作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度：℃； 塔底温度：℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T = 基础数据整理 （1）精馏段： 图5-1 精馏段物流图 平均温度： ()01.17122502.1172 1 =+℃
平均压力：()=?? ? ????+? ?-?333100.107519.75100.10100.30213103.015?pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下： 标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=?Nm 3/h 操作状况下的体积： V 1=6 36 10101.01003.1510101.027301.1712732512.779?+???+? = Nm 3/h 气体负荷： V n =3064.03600 1103.2112 = m 3/s 气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240 = kg/m 3 液体负荷： L n =9470.036003409.2240 = m 3/s ℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3 （2）提馏段： 图5-2 提馏段物料图 平均温度： ()01.23122502.2372 1 =+℃ 入料压力：()Pa k 9.1475 19 751030=-?-
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
苯-甲苯精馏塔课程设计报告书
课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2 设计容 摘要：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﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 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。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔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：（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。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯 乙醇水溶液提纯精馏塔设计毕业设计 目录 1.绪论 (1) 1.1.设计背景 (1) 1.2.设计意义 (1) 1.3.设计步骤 (1) 2.精馏塔设计计算 (2) 2.1.精馏流程的确定 (2) 2.2.塔的物料衡算 (2) 2.2.1.查阅文献，整理有关物性数据 (2) 2.2.2.料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (3) 2.2.3. 平均摩尔质量 (3) 2.2.4. 物料衡算 (3) 2.3. 塔板数的确定 (3) 2.3.1. 乙醇—水物系的气液平衡数据 (4) 2.3.2. 求最小回流比及操作回流比 (4) 2.3.3. 求精馏塔的气液相负荷 (4) 2.3.4. 求操作线方程 (4) 2.3.5. 图解法求理论塔板层数 (4) 2.3.6. 求实际塔板数 (5) 2.4 塔的工艺条件及物性数据计算 (6) 2.4.1. 操作压力 (6) 2.4.2. 平均摩尔质量 (7) 2.4.3. 平均密度 (7) 2.4. 3.1 .....................................................气相密度7 2.4. 3.2 ................................................. 液相平均密度7 2.4.4. 液体表面力 (8) 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9) 2.5.1. 塔径的计算 (9) 2.5.2. 精馏塔有效高度的计算 (9) 2.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (9) 2.6.1. 堰长 (9) 2.6.2. 溢流堰高度 (10) 2.6.3. 弓形降液管宽度和截面积 (10) 2.6.4. 降液管底隙高度 (11) 2.7 塔板布置 (11) 2.7.1. 塔板的分块 (12) 2.7.2. 边缘区宽度确定 (12) 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） 分离乙醇-水的精馏塔设计设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期： 化工原理课程设计任务书 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35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、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）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 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：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分数，下同），其余为 水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740 原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率90％ 平均摩尔质量 MF = 由于生产能力50000吨／年，. 则 qn，F 所以，qn，D 2）塔板数的确定： 目录 一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算四、回流比确定 五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会 一、概述： 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产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量的塔板，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，属逐渐接触逆流操作过程。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，气体逆流而上（也有并流向下者）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高;(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，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。 其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。 二、设计方案和工艺流程的确定: 在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。 另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波动影响。 塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器 操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。 对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。 精馏塔尺寸设计计算 初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。 由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。 4.2.1 操作理论板数和操作回流比 初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。 （1）最少理论板数N m 系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。 式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数； x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； N m——系统最少平衡级（理论板）数。 塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度： 由式（4－9）得最少理论板数： 初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。 （2）最小回流比 最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。 求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。 式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数； c——组分个数； αi——i组分的相对挥发度； θ——Underwood参数； ——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。 进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则 在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以 利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得 （3）操作回流比R和操作理论板数N0 操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。 取R/R m=1.2，得R=26.34，则有： 查Gilliland图得 解得操作理论板数N0=51。 4.2.2 实际塔板数 （1）进料板位置的确定 对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。 1 平均温度：—117.02 2 本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用 F1浮阀塔，进料为两组分进 料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为 顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分, 进料: 所以根据第3章物料衡算得摩尔份率: 5.9072 XF --------- 0.0794 74.4323 X D = X w = 塔顶： 塔底： 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比 R=2 (R=)，及以下操 作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度： 塔底温度： 进料温度： 塔板效率： C ； C ； 225 r ； E T = 基础数据整理 (1 )精馏段: 图5-1精馏段物流图 225 171.01 r 1 3 3 75 19 3 3 平均压力：2 30.0 10 10. 10 右 10.0 10 15. 03 10 pa E 时 苯酐的密度为1455kg/m 3 (2)提馏段: 平均温度：1 237.02 225 231.01 E 2 入料压力：30 10 互」9 14.9k Pa 75 物料 质量流量 kg/h 分子量kg/kmol 摩尔流量kmol/h 内回流 98 V o =34.788O 22.4 779.2512Nm 3 /h 标准状况下的体积: 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下: 表5-1 精馏段物料流率 操作状况下的体积: V 1=779.2512 273 171.01 273 0.101 106 15.03 103 0.101 106 气体负荷: 气体密度: 液体负荷: =Nm 3/h 1103.2112 Cd 3 Vn = 0.3064 m 3 /s 3600 3409.2240 c cccc . , 3 n 3.0903 kg/m 3 1103.2112 3409.2240 3 Ln= ----------- 0.9470 m 3 /s 毕业设计（论文） 2013 届 题目CS2和CCl4精馏塔的工艺和机械设计专业化工设备与维修技术 毕业论文（设计）任务书 1、论文（设计）题目：CS2和CCl4精馏塔的工艺 和机械设计 2、论文（设计）要求： （1）学生应在教师指导下按时完成所规定的内容和工作量，最好是独立完成。 （2）选题有一定的理论意义与实践价值，必须与所学专业相关。（3）主题明确，思路清晰。 （4）文献工作扎实，能够较为全面地反映论文研究领域内的成果及其最新进展。 （5）格式规范，严格按系部制定的论文格式模板调整格式。 （6）所有学生必须在5月15日之前交论文初稿。 3、论文（设计）日期：任务下达日期 2013.3.4 完成日期 2013.4.10 4、指导教师签字： CS2和CCl4精馏塔的工艺和机械设计 摘要：本次设计的目的是通过精馏操作来完成二硫化碳和四氯化碳混合溶液的分离，从而获得较高浓度的轻组分二硫化碳。精馏是利用混合液中各组分挥发度不同而达到分离要求的一种单元操作。本设计详细阐述了设计的各部分内容，计算贯穿在整个设计中。本设计包括蒸馏技术的概述、精馏塔工艺尺寸的计算、塔板校核、精馏塔结构的设计、筒体及各部件材料的选择、筒体各处开孔补强的设计、塔体机械强度的校核及精馏塔装配图的绘制等主要内容。 关键字：精馏塔，塔板校核，开孔补强，机械强度。 目录 1.概论 (1) 1.1蒸馏技术背景、基本概念和分类 (1) 1.1.1蒸馏技术背景 (1) 1.1.3蒸馏技术分类 (1) 1.2塔设备的作用和类型 (2) 1.2.1塔设备的作用 (2) 1.2.2塔设备的类型 (2) 1.3蒸馏技术节能 (3) 1.4现在蒸馏技术面临的机遇和挑战 (3) 1.5本设计中的方案选择 (4) 2.精馏塔设计任务书 (6) 2.1设计题目：二硫化碳—四氯化碳精馏塔设计 (6) 2.2设计任务及操作条件 (6) 2.3设计内容 (6) 2.4设计基础数据 (7) 3．各部分结构尺寸的确定和设计计算 (8) 3.1.物料衡算 (8) 3.2全塔物料衡算 (8) 3.3塔板数的确定 (8) 3.4塔工艺条件及物性数据计算 (11) 3.4.1操作压强的计算P m (11) 3.4.3精馏塔气相密度 (11) 3.4.4精馏塔液相密度 (11) 3.5精馏塔气液负荷计算 (12) 3.6精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 (13) 3.6.1塔径的计算 (13) 3.6.2塔高计算 (14) 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……………………………………………………………………………………………………………………… 专业资料 化工原理课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计 目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7.参考文献 (23) 8.课程设计心得 (23) 精馏塔优化设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计 二、设计条件 1．处理量： 16000 （吨/年） 2．料液浓度： 40 （wt%） 3．产品浓度： 92 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99.99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 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； 三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； c) 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。 d) 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 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。 乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 （某大学化学化工学院） 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。 关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。 （Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001） Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column. 乙醇-水溶液连续精馏塔设计 目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7., 8.参考文献 (23) 9.课程设计心得 (23) 精馏塔设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件 1．处理量： 15000 （吨/年） 2．料液浓度： 35 （wt%） ！ 3．产品浓度： 93 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件： ①间接蒸汽加热； ②塔顶压强： atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； 三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； 、 c) 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。 d) 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 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。 乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 前言 ！ 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩 学号： HEBEI UNITED UNIVERSITY 毕业设计外文翻译 G RADUATE D ESIGN F OREIGN L ANGUAGE T RANSLATION 设计题目：苯-氯苯连续精馏塔设计 学生姓名： 专业班级： 学院：机械工程学院 指导教师： 2012年5月26日 气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔、筛板塔，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。 在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费还是所有消耗的钢材重量，在整个过程装备中所占的比例都相当高。 精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 本设计是笨-氯苯连续分离精馏塔，而氯苯是一种重要的基本有机合成原料，用作染料、医药、农药、有机合成中间体。用于制造苯酚、硝基氯苯、二硝基氯苯、苯胺、硝基酚及杀虫剂滴滴涕等，也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂。氯苯的下游产品中，硝基氯化苯是氯苯的主要消费用户，对硝基氯化苯是重要的染料、农药、医药的中间体。以对硝基氯化苯为原料可以生产对硝基苯酚、对硝基苯胺、对氨基苯酚、对苯二胺、对氨基苯甲醚和对氨基苯乙醚等一系列有机化工产品。但由于用苯氯化法制氯苯后，苯和氯苯互溶，因此需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。 首先，苯和氯苯的原料在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下 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） 分离乙醇-水的精馏塔设计 设计人员： 所在班级：化学工程与工艺成绩： 指导老师：日期： 化工原理课程设计任务书 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35％（质量分数，下同），其余为水； （2）产品的乙醇含量不得低于90％； （3）塔顶易挥发组分回收率为99％； （4）生产能力为50000吨/年90％的乙醇产品； （5）每年按330天计，每天24小时连续运行。 （6）操作条件 a）塔顶压强 4kPa （表压） b）进料热状态自选 c）回流比自选 d）加热蒸汽压力低压蒸汽（或自选） e）单板压降 kPa。 三、设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、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）； 五、设计基础数据： 1.常压下乙醇---水体系的t-x-y 数据； 2.乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 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：进精馏塔的料液含乙醇35％（质量分 数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90％；塔 顶易挥发组分回收率为99％，生产能力为50000吨/年90％ 的乙醇产品；每年按330天计，每天24小时连续运行。塔顶 压强 4kPa （表压）进料热状态自选回流比自选加热蒸汽 压力低压蒸汽（或自选）单板压降≤0.7kPa。 三、设备形式：筛板塔 四、设计内容： 1）精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF＝＝0.1740 化工原理课程设计------------苯-甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级：11级化工本2 姓名：申涛 指导老师：代宏哲 2014年7月 目录 一序言 (3) 二板式精馏塔设计任务书 (4) 三设计计算 (5) 1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 1.2 精馏塔的物料衡算 (8) 1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (17) 1.5 塔板主要工艺尺寸的计算 (18) 1.6 筛板的流体力学验算 (21) 1.7 塔板负荷性能图 (24) 四设计结果一览表 (30) 五板式塔得结构与附属设备 (31) 5.1附件的计算 (31) 5.1.1接管 (31) 5.1.2冷凝器 (33) 5.1.3 再沸器 (33) 5.2 板式塔结构 (34) 六参考书目 (36) 七设计心得体会 (36) 八附录......................................................................................... 错误!未定义书签。 一序言 化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 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，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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。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。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。乙醇水溶液提纯精馏塔设计毕业设计
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