化工原理课程设计
设计题目：常压、连续精馏塔分离苯—氯苯设计
一、设计说明.............................................................................................................................. - 2 -
1.1、设计题目..................................................................................................................... - 2 -
1.2、设计任务及条件......................................................................................................... - 2 -
a. 进料状态：泡点进料........................................................................................................... - 2 -
h. 加热方式：塔釜间接蒸汽加热............................................................................................. - 3 -
二、精馏塔设计内容.................................................................................................................. - 3 -
2.1.1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与摩尔流量.............................................. - 3 -
2.2物料衡算........................................................................................................................ - 3 -
三、塔板数的确定...................................................................................................................... - 3 -
3.1温度............................................................................................................................... - 4 -
3.2密度............................................................................................................................... - 4 -
3.3混合液体表面张力....................................................................................................... - 7 -
3.4混合物的粘度............................................................................................................... - 8 -
3.4操作压力....................................................................................................................... - 8 -
3.5精馏塔有效高度的计算................................................................................................ - 8 -
四、筛板塔工艺计算 .................................................................................................................. - 9 -
4.1塔径计算 ....................................................................................................................... - 9 - 4.2塔径和空塔气速的计算（只对精馏段做计算） ..................................................... - 10 - 4.3塔板详细设计 ............................................................................................................. - 10 - 4.4塔板流体力学校核 ..................................................................................................... - 12 - 4.5负荷性能图 ................................................................................................................. - 14 - 五、数据汇总及符号说明 ........................................................................................................ - 20 - 六、符号说明：（英文字母） ................................................................................................ - 23 -
一、设计说明
1.1、设计题目
常压、连续精馏塔分离苯—氯苯设计 1.2、设计任务及条件
进料组成：35.0x =F f （kg/h ）= 2500 a. 进料状态： 泡点进料 b. 塔顶进入全凝器 c. 回流比： min 6.1R R = d. 单板压降：0.5—0.7 kPa e. 全塔压降：30kPa 以内 f. 总塔效率为： T E =0.60
g. 分离要求：90.0x =D （摩尔分数),回收率为95.0=η
h. 加热方式：塔釜间接蒸汽加热
二、精馏塔设计内容
2.1.1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率与摩尔流量 F x =0.35 D x =0.90 （摩尔分率）
苯的摩尔质量：M 丙酮=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量：M 水=112.56kg/kmol
2.2物料衡算
原料液的平均摩尔质量
Kmol kg M F /5025.10056.112)35.01(11.7835.0=?-+?=
原料量处理量 h k m o l F /875.245025
.1002500
==
总物料衡算 W D +=875.24
回收率η=D D X /F F X =0.95，带入数据可求得D=9.19kmol/h
丙酮的物料衡算 24.875=9.19+W
Xw W ?+?=?9.019.935.0875.24 联立解得 h kmol D /19.9= h kmol W /685.15= Xw=0.0277kmol/h
三、塔板数的确定
苯—氯苯属理想物系:
查得苯---氯苯相对挥发度α=4.41 相平衡曲线x
41.31x
41.4y +=
精馏段操作线477.04698
.0+=x y 提馏段操作线025.0905.1y +=x 由y 1=x D =0.9 逐板计算的下表 Y1 0.9 X1 0.6711 Y2
0.7923
X2
0.4638
Y3 0.6949 X3 0.3401 Y4 0.6729 X4 0.3181 Y5 0.6310 X5 0.2794 Y6
0.5573
X6
0.2221
X3<0.35; X6<0.027
全塔共6块理论板，第3块板为进料板，精馏段共2块板，提馏段4块板。 实际板数106
.06
==
=
η
T
N N 圆整为10块板 精馏段实际板数为4块，提馏段实际板数为6块板。
3.1温度
利用表中数据由内插法分别求得F t ，D t 和W t 1）F t =87.0℃ 2）D t =107.0℃ 3）W t =127.5℃
4）精馏段平均温度：-
1t =
2
D F t t +=2107
87+=97℃
5）提馏段平均温度：-2t =2
W F t
t +=25.12787+=117.25℃
3.2密度
已知：混合液密度：
L
ρ1
=
A
A
a ρ+
B
B
a ρ
混合气密度：V ρ =
T
MT 4.220
进料气相组成： F y =0.5009 塔顶气相组成：D y =0.9
塔釜气相组成：W y =0.097 1）精馏段
液相组成：1X =（D X +F X )/2=0.671
气相组成：1y =（D y +F y ）/2=(0.9+0.787)/2=0.9000 所以 1L M 97.807kg/kmol 1V M =88.429kg/kmol 2）提馏段
液相组成：2X =(W X +F X )/2=0.186
气相组成：2y =（W y +F y ）/2=（0.142+0.787）/2=0.501 所以 2L M =108.957kg/kmol 2V M =102.261kg/kmol 求出在温度F t 、D t 、W t 下苯和氯苯的密度。
F t =97.0℃，
79380590100--=aF
p -80590
97- 求得aF ρ =779.3kg ?3-m
1015102810090--=1028
90
97--bF p 求得bF ρ =1011kg ?3-m
F p 1=6.7965.0+1021
5.01- 求得F ρ =895.15kg ?3-m D t =90.7℃，
80579390100--=805
p 90
7.90--aD 求得aD ρ =808.6kg ?3-m
1028101590100--=1028
90
7.90--bD p 求得bD ρ =1031.3kg ?3-m
D p 1=8059.0+1028
9.01- 求得D ρ =871.078kg ?3-m W t =127.0℃，
770757120130--=770
120
127--aW p 求得aW ρ =760.9kg ?3-m
997985120130--=997
120
127--bW p 求得 bW ρ=988.6kg ?3-m
W p 1=9
.796053.0+6.988053.01- 求得W ρ =948.077kg ?3-m
所以 1L ρ =
2
F D p p +=2078.87115.895+=883.114kg ?3-m
2L ρ =2F W p p +=2077
.94815.895+=921.6135kg ?3-m
LF M =F X ×78.11+(1-F X )×112.56=0.50×78.11+(1-0.50)×
112.56=98.854kg/kmol
LD M =D X ×78.11+(1-D X )×112.56=89.411kg/kmol
LW M =W X ×78.11+(1-W X )×112.56=106.173kg/kmol 1L M =
2LD
LF M M +=97.807kg/kmol 2L M =2
LW
LF M M +=108.957kg/kmol
VF M =F y ×78.11+(1-F y )×112.56=95.304kg/kmol VD M =
D y ×78.11+(1-D y )×112.56=0.9×78.11+(1-0.9)×
112.56=81.555kg/kmol
VW M =W y ×78.11+(1-W y )×112.56=109.218kg/kmol 1V M =
2
VD
VF M M +=88.429kg/kmol 2V M =2
VW
VF M M +=102.261kg/kmol
VF ρ =()
97273.1522.4273.15
304.95+??=3.140kg ?3-m
VD ρ =()
90273.1522.4273.15
555.81+??=2.733kg ?3-m
VW ρ =
()
127273.1522.4273.15
218.109+??=3.328kg ?3-m
1V ρ =
2
VF
VD p p +=2.9365kg ?3-m
2V ρ =2
VF
VW p p +=3.234kg ?3-m
3.3混合液体表面张力
y m
σ=∑n
i
y i i x σ
求出在温度F t 、D t 、W t 下丙酮和水的表面张力。 苯的表面张力：
27.2185.1890100--=27
.2180
97--aF σ 求得aF σ=18.024mN/m
27.2185.1880100--=27
.2180
7.90--aD σ 求得aD σ=20.423mN/m
49.1617.14120140--=49
.16120
127--aW σ 求得aW σ=15.678mN/m
氯苯的表面张力：
75.2357.2180100--=57
.2380
97--bF σ 求得bF σ=20.818mN/m
75.2357.2180100--=75
.2380
7.90--bD σ 求得bD σ=22.987mN/m
42.1932.17120140--=42
.19120
127--bW σ 求得bW σ=18.685mN/m
F σ=F X ×aF σ+（1-F X ）×bF σ
=19.840mN/m
D σ=D X ×aD σ+（1-D X ）×bD σ
=20.679mN/m
W σ=W X ×aW σ+（1-W X ）×bW σ
=18.601mN/m
1)精馏段的平均表面张力
1σ=2
D
F σσ+=20.260mN/m
2)提馏段的平均表面张力
2σ=2
W
F σσ+=19.221mN/m
3.4混合物的粘度
求出在温度1-
t ，2-
t 下苯和氯苯的粘度。
-
1t =90.7℃，1a μ：
308.0255.080100--=308
.080
7.901--a μ 求得1a μ=0.241mPa ?s
1b μ：
478.0363.080100--=478
.080
7.901--b μ 求得1b μ=0.266mPa ?s
-
2t =127℃， 2a μ：
215.0184.0120140--=215
.0120
1272--a μ 求得2a μ=0.204mPa ?s
2b μ：313.0279.0120140--=313
.0120
1272--b μ 求得2b μ=0.226mPa ?s
1）精馏段粘度
1μ=1a μ×1X +1b μ×（1-1X ） =0.275mPa ?s 2）提馏段粘度
2μ=2a μ×2X +2b μ×（1-2X ） =0.241mPa ?s 3.4操作压力
塔顶操作压力 P D =101.3kPa 每层塔板压降 ΔP=0.7kPa
进料板压力 P F =101.3+0.7×4=104.1kPa 精馏段平均压力 P m =（101.3+103.4）/2=102.7kPa
3.5精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z 精=（N 精-1）H T =4×0.4=1.6m
提馏段有效高度为
Z 提=（N 提-1）H T =6×0.4=2.4m
四、筛板塔工艺计算 4.1塔径计算
D=
u
V S
π4 1.气液体积流量计算 已知：R=0.886 1）精馏段
L=RD=0.8886×9.19=8.14kmol/h=0.0261kmol/s
V=(R+1)D=(0.886+1)×9.19=17.33134kmol/h=0.04815kmol/s
已知：1L M =97.807kg/kmol ，1V M =88.429kg/kmol ，1L ρ =871.078g ?3-m ， 1V ρ =2.9365kg ?3-m
则质量流量：1L =1L M ×L =97.807x0.0261=2.553kg/s.. 1V =1V M ×V = 88.429×0.04815=4.2579kg/s 体积流量：1S L =
1
1
L L ρ=
078
.871553
.2=0.0029313m /s
1S V =1
1
V V ρ=
9365
.22579
.4=1.453m /s 2）提馏段
'L =L +qF=33.016kmol/s=0.09171kmol/s 'V =V +(q-1)F=17.331kmol/h=0.04814kmol/s
已知：2L M =108.957kg/kmol ，2V M =102.261kg/kmol ，2L ρ=948.077kg ?3-m ， 2V ρ=3.234kg ?3-m
则质量流量：2L =2L M ×'L =9.9913kg/s
2V =2V M ×'V =4.940kg/s 体积流量：2S L =
2
2
L L ρ=
077
.9489913
.9=0.01053m /s
2S V =
2
2
V V ρ=
234
.3940
.4=1.52753m /s 4.2塔径和空塔气速的计算（只对精馏段做计算）
安全系数=（0.6~0.8），u =（安全系数）×max u ，max u =V
V
L C
ρρρ-, 此处取安全系数=0.6，取板间距T H =0.4m ，板上液层高度L h =0.05m ， T H -L h =0.4-0.05=0.350m 横坐标：
11S S V L ×5.01
1)(V L ρρ
=222.00002.0×5.0)9715.185.822(
=0.0348 查史密斯关联图得：20C =0.07
C =20C 2
.0120??? ??σ=0.07×2
.020260.20??
?
??=0.075
max u =V
V L C
ρρρ-=0.070×9365.29365
.2-078.871=1.294m/s
u =0.max u =0.642m/s D=
u V S π4=642
.014.3181
.04??=0.544m 按标准塔径规整后取 D=0.6m 塔横截面积T A =4
π
×26.1=0.2832m 空塔气速'u =
T S A V 1=0096
.245
.1=0.741m/s 4.3塔板详细设计 1.溢流装置的计算
因塔径D=1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下： 1）堰长w l
取 w l =0.66D=0.66×0.6=0.396m 2）溢流堰高度w h
w h =L h -ow h ，选用平直堰，堰上液层高度ow h =3
/21100084.2????
??w S l L E ，取E=1，则
ow h =0.00408m
取板上清液层高度L h =50mm ，则 w h =L h -ow h =0.0459m
3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A
由D l w =0.66查“弓形降液管的参数图”，得T f A A =0.0722，D
W
d =0.124
故：f A =0.0722T A =0.0722×0.503=0.0362m d W =0.124D=0.124×0.8=0.0992m 验算液体在降液管中的停留时间，即： θ=
1
3600S T
f L H A =25.788s>5s
故降液管设计合理。 4）降液管底隙高度0h 0h ='
013600u l L w S 取'
0u =0.1m/s ，则： 0h =
005
.1528.036003600
0002.0???=0.00692486m
w h -0h =0.03898m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。 2.塔板布置 1）塔板的分块
由于塔径<800mm ，故采用整块式。 2）边缘区宽度确定
取S W ='S W =0.08m ，C W =0.035m 3）开孔区面积计算
开孔区面积a A =)arcsin 180(22
2
2
r
x r x r x π+- 其中：)(2
s d W W D
x +-=
=)08.00992.0(28.0+-=0.2208m C W D
r -=2
=035.028.0-=0.365m 故：a A =)365
.02208
.0arcsin 180365.014.32208.0365.02208.0(222
2
?+
-?=0.31672m 4）筛孔计算及其排列
由于本设计所涉及的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm 的碳钢板，取筛孔直 径0d =5mm ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为03d t ==3×5=15mm ， 筛孔数目2
155.1t
A n a =
=2015.03167
.0155.1?=3420 开孔率2
0907.0??? ??=Φt d =2
015.0003.0907.0??
?
???=Φ=15.7%
气体通过阀孔的气速0u =0A V S
=3167
.0101.0222.0?=4.4575m/s 4.4塔板流体力学校核
1.板压降校核 1）干板阻力c h 计算
计算公式：???
? ?????? ??=L V c c u h ρρ2
00051.0 由667.135
0==δd 查“干筛孔的流量系数图”可得0c =0.78，故
???
?????? ???=899.858774.278.04575.4051.02
c h =0.013913m 液柱
2）气体通过液层的阻力l h 计 计算公式：()ow w l h h h h L +==ββ s m A A V u f T S a /4767.0036
.0503.0222
.0=-=-=
)/(7993.0811.24767.02/12/10m s kg F ?==
查“充气系数关联图”，得73.0=β，故
()ow w l h h h h L +==ββ =0.73 ×（0.04655+0.00344）=0.0315m 液柱 3）液体表面张力的阻力σh 计算
04gd h L L ρσσ==005
.081.9899.85810041.2143
????-=0.001897m 液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 的计算
σh h h h l c p ++==0.00545+0.0365+0.001998=0.04731011m 液柱 气体通过每层塔板的压降为
g h p L p p ρ=? =0.04395×858.899×9.81=404.28Pa<0.7KPa 2.液沫夹带量校核
液沫夹带量 2
.36107.5???
?
??-?=
-f
T a L V h H u e σ L f h h 5.2==2.5×0.05=0.125m ，故
2
.336125.04.04767.010047.21107.5???
??-??=--V e =0.00157kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故液沫夹带量在允许范围内。 3.溢流液泛条件校核
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应该满足：()w T d h H H +≤? 本设计中去6.0=?，则()=+w T h H ?0.6 ×（0.4+0.04655）=0.26793m 板上不设溢流堰，则
()()2
2
'
1.0153.0153.0?==u h d =0.00153m 液柱 d L p d h h h H ++==0.04395+0.05+0.00153=0.09548m 液柱 满足()w T d h H H +≤?，故本设计中不会发生液泛现象。 4.液体在降液管内停留时间校核 θ=
1
3600S T
f L H A =
3600
1024
.0036.036005????-=720s>5s
'
θ=
2
3600S T
f L H A =
3600
104.14
.0036.036003????-=10.28s>5s
故停留时间合理。 5.漏液点的校核
对筛板塔，漏液点气速 ()V
L L h h c u ρρσ/13.00056.04.40
min ,0-+=
9715.1/899.855)0029.005.013.00056.0(85.04.4?-?+?= s m /029.2=
实际孔速0u =4.45m/s >min ,0u 稳定系数7151.1min
,00==
u u K >1.5
故本设计中无明显漏液。 4.5负荷性能图 4.5.1精馏段: 1.液相下限线
对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006m 作为最小液体负荷标准。计算式：
m l L E h w
S
ow 006.03600100084.23
/2=???
?
??=
取E=1，则
s m L s /00045.03600
528
.084.21000006.033
/2min ,=?
?
?
?
???= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线1。 2.液相上限线
以s 4=θ作为液体在降液管中停留时间的下限，计算式： θ=
4=S
T f L H A ， 故
s m H A L T
f s /00363.04
4
.0036.04
3max ,=?=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线2。 3.漏液线 由 ()V
L L h h c u ρρσ/13.00056.04.40
min ,0-+=
min ,min ,0A V u s =
； ow w l h h h += ； 3
/21100084.2???
?
??w S l L E
得 V L w h w s h l L E h A c V ρρσ/100084.213.00056.04.43/20
0min ,??
????????-???????????? ??++=
9715
.1/899.8550029.064.036001100084.20466.013.00056.0223.0101.085.04.43/2min ,??
????????-????
??????? ????++????=S s L V 整理得：=min ,s V 3
/2323125.0336.0s
L + 在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于表2-6
表2-6 s V 计算结果
s L /()
s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
0.465
0.481
0.501
.0.517
由上表数据即可作出漏液线3。 4.过量液沫夹带线
以v e =0.1kg 液/kg 气 为限，求S S L V -关系如下：
2
.36107.5???
?
??-?=
-f
T a L v h H u e σ S S
f T S a V V A A V u 865.2036
.0385.0=-=-=
()ow w L f h h h h +==5.25.2
0466.0=w h ，3
/23
/29.064.036001100084.2S
S ow L L h =?
??
????=
故3
/225.21215.0S
f L h +=
3
/225.23285.0S
f T L h H -=-
1.025.23285.034
2.210158.35107.52
.33/236=???
? ??
-??=--S S v L V e
整理得3
/200342.000448.0S S L V -=
在操作范围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果列于表2-7
表2-7 S V 计算结果
s L /()
s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
1.739
1.668
1.578
1.503
由上表数据饥渴作出液沫夹带线4。 5.溢流液泛线 令 ()w T d h H H +=?
d L p d h h h H ++= ，σh h h h l c p ++= ，L l h h β= ，ow w L h h h += 联立得 ()()σββ??h h h h h H d c ow w T ++++=--+11
忽略σh ，将ow h 与S L ,c h 与S V 的关系式代入上式，并整理得
3
/2'2''2'S S S L d L c b V a --=
式中 ()???
?
??=
L V c A a ρρ200'051.0 ()w T h H b 1'--+=β?? ()2
0'/153.0h l c w =
()3
/23'360011084.2?
??
?
??+?=-w l E d β
将有关数据代入，得 ()268.0899.8559715.185.0223.0101.0051.02
'=??
?
?????=
a ()210.006.0173.06.04.06.0'=?--+?=
b ()2553500463.0528.0/153.02
'=?=c
()767.1528.0360073.0111084.23
/23
'
=?
?
?
??+???=-d
故 3
/2223923.15.431882213.0337.0S S S L L V --= 或 3/2221315.41281550632.0S S S L L V --=
在操作范围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 的值，计算结果列于表2-8
表2-8 s V 计算结果
s L /()
s m /
3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V /()
s m /3
0.837
2.151
2.085
2.018
由上表数据即可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图2-1所示。
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，作出操作线，由图可看出，该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。
4.5.2提馏段: 1.漏液线 V L w h w s h l L E h A c V ρρσ/100084.213.00056.04.43/20
0min ,??
????????-???????????? ??++=
6475
.1/1605.9120029.064.036001100084.20466.013.00056.0223.0101.085.04.43/2min ,??
????????-????
??????? ????++????=S s L V 整理得：=min ,s V 3
/2323125.0336.0s
L
+=(
)
1
2
2
3
4.7860.00680.114s
L +
在操作范围内，任取几个s L 值，已上式计算s V
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.009 s V s m /3
0.461
0.476
0.494
0.508
0.543
2.液沫夹带线
以e v =0.1kg 液/kg 气为限，求Vs-Ls 关系如下：
2
.36
107.5???
?
??-=?=
-f T a v h
H u L
e σ s s
f T s V V A A V 865.2036
.0385.0u =-=-=
α
2
336002.84hf 2.5hL 2.50.0493110000.66s L ??????==+?? ???????
2
30.12322.2
s L =+
2
3
0.277 2.2T f s H h L -=-
3.2
6
23
31.3735.7100.1
58.03100.277 2.2s
v s V e L --?????==???
-?
?
解得V S =1.38867-11.03L S 2/3
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.045 0.009 s V s m /3
1.475
1.416
1.339
1.275
1.115
可作出液沫夹带线2
3.液相负荷下限线
液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.006作为最小液相负荷标准。
ow h =2
33600L 2.84E()0.0061000s w
l =m
E=1,则 s /m 00045.03600
528
.0)84.21000006.0(L 323
min
s,=??=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限
4.液相负荷上限线
以=θ4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
4==
S
T f L H A θ
故s H A L T f s /m 01436.04
4
.01436.04
3max ,=?=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线。
5.液泛线
为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度d H 令()()0.40.0493d T w H H h φφ=+=+ ，d
L p d h h h H ++=，
V
L e p h h h h ++=
L h h ?=β1，ow
w L h h h += 联立得
()σββ??h h h h h H d c ow w T ++++=--+)1(1 整理得：
3
/2,2,,2,S s S L d L c b V a --=
代入数据得 a=0.247 b=0.212 c=8132 d=1.716
2V s
=3.325-8480.042s
L -33.6932
s L
列表计算如下
s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.009 s V s m /3
0.894
2.158
2.078
1.982
1.573
由此表数据即可做出液泛线。
由图可以看出该筛板塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。
V s。min=0.496 V s。max=2.396
故操作弹性为4.830
五、数据汇总及符号说明
符号符号含义数值
F 进料流量24.875kmol/h
D 塔顶流出液流量9.19kmol/h
W 塔釜流出液流量15.685kmol/h
X进料浓度0.35 F
X塔顶流出液浓度0.9 D
X塔釜流出液浓度0.027 W
t进料温度97℃
F
t塔顶流出液温度90.7℃
D
t塔釜流出液温度127℃
W
第三章设备选型-精馏塔设计说明书3.1 概述 本章是对各种塔设备的设计说明与选型。 3.2设计依据 气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。设计所依据的规范如下： 《F1型浮阀》JBT1118 《钢制压力容器》GB 150-1998 《钢制塔式容器》JB4710-92 《碳素钢、低合金钢人孔与手孔类型与技术条件》HG21514-95 《钢制压力容器用封头标准》JB/T 4746-2002 《中国地震动参数区划图》GB 18306-2001 《建筑结构荷载规范》GB50009-2001 3.3 塔简述 3.3.1填料塔简述 (1)填料塔
填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备，由外壳、填料、填料支承、液体分布器、中间支承和再分布器、气体和液体进出口接管等部件组成。 填料是填料塔的核心，它提供了塔内气液两相的接触面，填料与塔的结构决定了塔的性能。填料必须具备较大的比表面，有较高的空隙率、良好的润湿性、耐腐蚀、一定的机械强度、密度小、价格低廉等。常用的填料有拉西环、鲍尔环、弧鞍形和矩鞍形填料，20世纪80年代后开发的新型填料如QH—1型扁环填料、八四内弧环、刺猬形填料、金属板状填料、规整板波纹填料、格栅填料等，为先进的填料塔设计提供了基础。 填料塔适用于快速和瞬间反应的吸收过程，多用于气体的净化。该塔结构简单，易于用耐腐蚀材料制作，气液接触面积大，接触时间长，气量变化时塔的适应性强，塔阻力小，压力损失为300～700Pa，与板式塔相比处理风量小，空塔气速通常为0.5-1.2 m/s，气速过大会形成液泛，喷淋密度6-8 m3/(m2.h)以保证填料润湿，液气比控制在2-10L/m3。填料塔不宜处理含尘量较大的烟气，设计时应克服塔内气液分布不均的问题。 (2)规整填料 塔填料分为散装填料、规整填料(含格栅填料) 和散装填料规整排列3种，前2种填料应用广泛。 在规整填料中，单向斜波填料如JKB，SM，SP等国产波纹填料已达到国外MELLAPAK、FLEXIPAC等同类填料水平；双向斜波填料如ZUPAK、DAPAK 等填料与国外的RASCHIG SUPER-PAK、INTALOX STRUCTURED PACKING 同处国际先进水平；双向曲波填料如CHAOPAK等乃最新自主创新技术，与相应型号的单向斜波填料相比，在分离效率相同的情况下，通量可提高25％ -35％，比国外的单向曲波填料MELLAPAK PLUS通量至少提高5％。上述规整填料已成功应用于φ6400，φ8200，φ8400，φ8600，φ8800，φ10200mm等多座大塔中。 (3)板波纹填料 板波纹填料由开孔板组成，材料薄，空隙率大，加之排列规整，因而气体通过能力大，压降小。其比表面积大，能从选材上确保液体在板面上形成稳定薄液
精馏塔的设计及选型 目录 精馏塔的设计及选型 (1) 目录 (1) 1设计概述 0 1.1工艺条件 0 1.2设计方案的确定 0 2塔体设计计算 (1) 2.1有关物性数据 (1) 2.2物料衡算 (3) 2.3塔板数的确定 (4) 2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 (8) 2.5塔体工艺尺寸的设计计算 (11) 2.6塔板工艺尺寸的设计计算 (14) 2.7塔板流体力学验算 (18) 2.8负荷性能图 (22) 2.9精馏塔接管尺寸计算 (27) 3精馏塔辅助设备的设计和选型 (31) 3.1原料预热器的设计 (32) 3.2回流冷凝器的设计和选型 (34) 3.3釜塔再沸器的设计和选型 (38) 3.4泵的选择 (40) 3.5筒体与封头 (41)
1设计概述 1.1工艺条件 （1）生产能力：2836.1kg/d（料液） （2）工作日：250天，每天4小时连续运行 （3）原料组成：35.12%丙酮,64.52%水,杂质0.35%，由于杂质含量较小且不会和丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分，其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88%（下同） （4）产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙酮含量不得高于5.16% 即每天生产99%的丙酮905.54kg。 （5）进料温度：泡点 （6）加热方式：间接蒸汽加热 （7）塔顶压力：常压 （8）进料热状态：泡点 （9）回流比：自选 （10）加热蒸气压力：0.5MPa（表压） （11）单板压降≤0.7kPa 1.2设计方案的确定 （1）、精馏方式及流程： 在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离，且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器，进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。 （2）、进料状态：泡点进料。 （3）、加热方式：间接蒸汽加热。 （4）、加热及冷却方式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容
精馏塔设计 目录 § 1 设计任务书 (1) § 1.1 设计条件 (1) § 2 概述 (1) § 2.1 塔型选择 (1) § 2.2 精馏塔操作条件的选择 (3) § 2.3 再沸器选择 (4) § 2.4 工艺流程 (4) § 2.5 处理能力及产品质量 (4) § 3 工艺设计 (5) § 3.1 系统物料衡算热量衡算 (5) § 3.2 单元设备计算 (9) § 4 管路设计及泵的选择 (28) § 4.1 进料管线管径 (28) § 4.2 原料泵P－101的选择 (31) § 5 辅助设备的设计和选型 (32)
§ 5.1 贮罐………………………………………………………………………………… 32 § 5.2 换热设备…………………………………………………………………………… 34 § 6 控制方案…………………………………………………………………………………… 34 附录1~………………………………………………………………………………………… 35 参考文献………………………………………………………………………………………… 37 后 记 (38) §1 设计任务书 §1.1 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x f =65%（摩尔百分数） 塔顶丙烯含量D x =98%，釜液丙烯含量w x ≤2%，总板效率为0.6。 操作条件：建议塔顶压力1.62MPa （表压） 安装地点：大连 §2 概述 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应
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
简单填料精馏塔设计 设计条件与任务： 已知F 、xF 、xD 、xw 或F 、xF 、xD 和η，塔顶设全凝器，泡点回流，塔底间接(直接)蒸汽加热。 1 全塔物料衡算求产品流量与组成 （1）常规塔 全塔总物料衡算 总物料 F = D + W 易挥发组分 F χF = D χD + W χW 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D F Dx Fx η= 式中 F 、D 、W ——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h ； χF 、χD 、χW ——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： W D W F x x x x F D --= (2) 直接蒸汽加热 总物料 * 0F S D W +=+ 易挥发组分 ** 00F D W Fx S y Dx W x +=+ 式中 V 0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h ； χ*W ——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 2 计算最小回流比 设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则 min D e e e x y R y x -= - 设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye) min min (1)(1)e W e W y x R D qF L V R D q F x x -+==+--- 基础数据：气液相平衡数据
3 确定操作回流比 min (1.1~2.0)R R = 4 计算精馏段、提馏段理论板数 ① 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 ② 非理想溶液 相平衡数据为离散数据,用图解法或数值积分法求取 精馏段 1 1 R D f N x R x n n dx N dN x x += =-? ? 因 111 D n n x R y x R R += +++ 所以 ()/D f x R x n n D n dx N y x x y R = ---? (4) 提馏段 1 1 S f W N x S x n n dx N dN x x += =-? ? 因 11 W n n x R y x R R +'+= -'' 蒸汽回流比(1)(1)(1)(1)V R D q F D F R R q W W W W +--'= ==+-- 所以 ()/(1) f w x S x n n n w dx N y x y x R = '---+? (5) 式(4)、(5)中塔板由下往上计数。 5 冷凝器和再沸器热负荷 冷凝器的热负荷 ()C DV DL Q V I I =- 再沸器的热负荷 B C D W F Q Q DI WI FI =++- 待求量：进料温度t F 、塔顶上升蒸汽温度t DV (与x D 对应的露点温度)、回流温度t DL (与x D 对应的泡点温度)、再沸器温度tw (与x W 对应的泡点温度)。 物性数据： ① 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 ② 各组分的热容方程常数 如 2 3 p c A BT CT DT =+++ ③ 由沃森公式计算汽化热 21 0.38211( )1r V V r T H H T -?=?-
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 ； –––––塔内所需要的理论板层数； –––––总板效率； –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； –––––气体体积流量，m 3 u –––––空塔气速， u =（0.6~0.8） （3-3） V V L C u ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，3
V ρ–––––气相密度，3 C –––––负荷因子， 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子， L σ–––––操作物系的液体表面张力， 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，。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ? ?+-=-r x r x r x A a 1 222s i n 1802π （3-11）
∠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12345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 10 111213 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
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。
仅供参考 ∠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12345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 10 111213 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
精馏塔优化设计参考文献 1 张瑞生，沈才大.化工系统工程基础.上海：华东化工学院出版社，1991 2 天津大学化工原理教研室.化工原理（下册）.天津：天津科学技术出版社，1990 3 柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1994 4 华南工学院化工原理教研组.化工过程及设备设计.广州：华南工学院出版社，1987 5 谭天恩，麦本熙，丁惠华.化工原理（第二版，下册）.北京：化学工业出版社，1999 6 陈英南.常用化工单元设备的设计.上海：华东理工大学出版社，1993 7 黄科林.精馏塔的最优设计.化工设计，1991（4）：19-25 8 葛维寰，王东平，周积翰等.化工过程设计与经济.上海：上海科学技术出版社，1989 9 陈敏恒，从德滋，方图南.化工原理（下册）.北京：化学工业出版社，1993 10 Yu K T,Coull J.Evaluation of wquilibrium stages and transfer units.Chen Eng Progr,1950,46(2):89-94 11 Chang H Y. Computer aids short-cut distillation design. Hydrocarbon processing,1980,59(8):79-82 12 卢焕章.石油化工基础数据手册.北京：化学工业出版社，1992 13 谭天恩，麦本熙，丁惠华.化工原理（第二版，上册）.北京：化学工业出版社，1999 14 大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994 15 刘道德.化工设备的选择与工艺设计.湖南：中南工业大学出版社，1992 16 吴兆亮，邸进申.板式塔塔板主要结构尺寸的新设计方法—负荷性能图法.化学工程， 1997，25(1)：23-26 17 阮奇，叶长燊，薛焕贵等.非理想溶液精馏优化设计.福州大学学报(自然科学版)，2000， 28(2)：81-85 1
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。
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
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………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………