精馏

第三章 精馏操作技术

知识目标：

●了解精馏操作分类、各种类型的塔板的特点、性能及板式塔设计原则

●理解板式塔的流体力学性能对精馏操作的影响

●掌握精馏原理及双组分连续精馏塔计算

能力目标：

●能正确选择精馏操作的条件，对精馏过程进行正确的调节控制

●能进行精馏塔的开、停车操作和事故分析

化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品等几乎都是混合物，而且大部分是均相物系。为进一步加工和使用，常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离均相液体混合物的重要方法之一，属于气液相间的相际传质过程。在化工生产中，尤其在石油化工、有机化工、高分子化工、精细化工、医药、食品等领域更是广泛应用。

第一节 精馏塔的结构及应用

一、精馏塔的分类及工业应用

完成精馏的塔设备称为精馏塔。塔设备为气液两相提供充分的

接触时间、面积和空间，以达到理想的分离效果。根据塔内气液接

触部件的结构型式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。

板式塔：塔内沿塔高装有若干层塔板，相邻两板有一定的间隔

距离。塔内气、液两相在塔板上互相接触，进行传热和传质，属于

逐级接触式塔设备。本章重点介绍板式塔。

填料塔：塔内装有填料，气液两相在被润湿的填料表面进行传

热和传质，属于连续接触式塔设备。

二、板式塔的结构类型及性能评价

（一）板式塔的结构

板式塔结构如图3-1所示。它是由圆柱形壳体、塔板、气体和

液体进、出口等部件组成的。操作时，塔内液体依靠重力作用，自

上而下流经各层塔板，并在每层塔板上保持一定的液层，最后由塔 图3-1 板式塔结构 1-塔体；2-塔板； 3-溢流堰；4-受液盘； 5-降液管

底排出。气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板上的液层，在液层中气液两相密切而充分的接触，进行传质传热，最后由塔顶排出。在塔中，使两相呈逆流流动，以提供最大的传质推动力。

塔板是板式塔的核心构件，其功能是提供气、液两相保持充分接触的场所，使之能在良好的条件下进行传质和传热过程。

（二）塔板的类型

塔板有错、逆流两种，见表3-1。

表3-1 塔板的分类

图3-2 塔板分类

本章只介绍错流塔板。按照塔板上气液接触元件不同，可分为多种型式，见表3-2。

表3-2 塔板的类型

工业上常用的几种塔板的性能比较见表3-3。

表3-3 常见塔板的性能比较

图3-3 泡罩塔板图3-4 筛板1-升气管；2-泡罩；3-塔板

F1型V-4型 T型

图3-5 浮阀型式

1-浮阀片；2-凸缘；3-浮阀“腿”；4-塔板上的孔

图3-6 舌形塔板图3-7 浮舌塔板图3-9 网孔塔板

（a）斜孔结构(b)塔板布置

图3-8 斜孔塔板

进行现场教学，了解塔板的结构类型，了解石油化工厂板式塔的性能及选用依据。

第二节精馏基础知识

一、蒸馏及精馏

蒸馏是分离液体均相混合物最早实现工业化的典型单元操作。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性不同而达到分离的目的。

液体均具有挥发而成为蒸汽的能力，但不同液体在一定温度下的挥发能力各不相同。例如：一定温度下，乙醇比水挥发的快。如果在一定压力下，对乙醇和水混合液进行加热，使之部分汽化，因乙醇的沸点低，易于汽化，故在产生的蒸汽中，乙醇的含量将高于原混合液中乙醇的含量。若将汽化的蒸汽全部冷凝，便可获得乙醇含量高于原混合液的产品，使乙醇和水得到某种程度的分离。

混合物中挥发能力高的组分称为易挥发组分或轻组分，把挥发能力低的组分称为难挥发组分或重组分。

工业蒸馏过程有多种分类方法，见表3-4。本章主要讨论双组分连续精馏操作过程。

表3-4 蒸馏操作的分类

二、双组分理想溶液的气液相平衡

根据溶液中同分子间与异分子间作用力的差异，溶液可分为理想溶液和非理想溶液。理想溶液实际上并不存在，但是在低压下当组成溶液的物质分子结构及化学性质相近时，如苯

—甲苯，甲醇—乙醇，正己烷—正庚烷以及石油化工中所处理的大部分烃类混合物等可视为理想溶液。

溶液的气液相平衡是精馏操作分析和过程计算的重要依据。汽液相平衡是指溶液与其上方蒸汽达到平衡时汽液两相间各组分组成之间的关系。

（一）双组分气液相平衡图

用相图来表达气液相平衡关系比较直观、清晰，而且影响精馏的因素可在相图上直接反映出来，对于双组分精馏过程的分析和计算非常方便。精馏中常用的相图有以下两种。

1．沸点－组成图

（1）结构t－x－y图数据通常由实验测得。以苯-甲苯混合液为例，在常压下，其t －x－y图如图3-10所示，以温度t为纵坐标，液相组成x A和汽相组成y A为横坐标(x，y均指易挥发组分的摩尔分数)。图中有两条曲线，下曲线表示平衡时液相组成与温度的关系，称为液相线，上曲线表示平衡时汽相组成与温度的关系，称为汽相线。两条曲线将整个t－x－y 图分成三个区域，液相线以下代表尚未沸腾的液体，称为液相区。汽相线以上代表过热蒸汽区。被两曲线包围的部分为汽液共存区。

（2）应用在恒定总压下，组成为x，温度为t1（图中的点A）的混合液升温至t2(点J)时，溶液开始沸腾，产生第一个汽泡，相应的温度t2称为泡点，产生的第一个气泡组成为y1(点C)。同样，组成为y、温度为t4（点B）的过热蒸汽冷却至温度t3（点H）时，混合气体开始冷凝产生第一滴液滴，相应的温度t3称为露点，凝结出第一个液滴的组成为x1(点Q)。F、E 两点为纯苯和纯甲苯的沸点。

图3-10苯－甲苯物系的t－x－y图图3-11苯－甲苯物系的y－x图应用t－x－y图，可以求取任一沸点的气液相平衡组成。当某混合物系的总组成与温度位于点K时，则此物系被分成互成平衡的汽液两相，其液相和汽相组成分别用L、G两点表

示。两相的量由杠杆规则确定。

操作中，根据塔顶、塔底温度，确定产品的组成，判定是否合乎质量要求；反之，则可以根据塔顶、塔底产品的组成，判定温度是否合适。

用t －x －y 图解释平衡蒸馏和简单蒸馏的原理，说明其为什么不能实现高纯度分离。

2．气液相平衡图

在两组分精馏的图解计算中，应用一定总压下的y － x 图非常方便快捷。

y － x 图表示在恒定的外压下，蒸气组成y 和与之相平衡的液相组成x 之间的关系。图3-11是101.3kP a 的总压下，苯—甲苯混合物系的y － x 图，它表示不同温度下互成平衡的汽液两相组成y 与x 的关系。图中任意点D 表示组成为x 1的液相与组成为y 1的气相互相平衡。图中对角线y ＝x ，为辅助线。两相达到平衡时，气相中易挥发组分的浓度大于液相中易挥发组分的浓度，即y ＞ x ，故平衡线位于对角线的上方。平衡线离对角线越远，说明互成平衡的气液两相浓度差别越大，溶液就越容易分离。常见两组分物系常压下的平衡数据，可从物理化学或化工手册中查得。

查一查

乙醇－水、硝酸－水等溶液为非理想溶液，了解其相平衡图的特点、了解恒沸物的特点及形成原因。

（三）相对挥发度

溶液中两组分的挥发度之比称为两组分的相对挥发度，用α表示。例如，α

AB 表示溶液

中组分A 对组分B 的相对挥发度，根据定义 A

B B A B B A A B A AB x p x p x p x p ===//ννα （3-1） 若气体服从道尔顿压分压定律，则

A

B B A A B B A AB x y x y x Py x Py ==α （3-2） 对于理想溶液，因其服从拉乌尔定律，则

00

B A

p p =α （3-3）

式（3-3）说明理想溶液的相对挥发度等于同温度下纯组分A 和纯组分B 的饱和蒸气压之比。p A 0、 p B 0随温度而变化，但p A 0／p B 0随温度变化不大，故一般可将α视为常数，计算时可取其平均值。

3．相平衡方程

对于二元体系，x B = 1－x A ，y B = 1－y A ，通常认为A 为易挥发组分，B 为难挥发组分，略去下标A 、B ，则式（3-2）可得

x

x y )1(1-+=αα （3-4） 上式称为相平衡方程，在精馏计算中用式（3-4）来表示气液相平衡关系更为简便。 由式（3-4）可知，当α＝1时，y ＝ x ，气液相

组成相同，二元体系不能用普通精馏法分离；当α＞

1时，分析式（3-4）可知，y ＞x 。α越大，y 比x

大得越多，互成平衡的气液两相浓度差别越大，组

分A 和B 越易分离。因此由α值的大小可以判断溶

液是否能用普通精馏方法分离及分离的难易程度。

三、精馏原理

平衡蒸馏仅通过一次部分汽化，只能部分地分

离混合液中的组分，若进行多次的部分汽化和部分

冷凝，便可使混合液中各组分几乎完全分离。

1．多次部分汽化和多次部分冷凝

如图3-12，组成为x F 的原料液加热至泡点以上，如温度为t 1，使其部分汽化，并将汽相和液相分开，汽相组成为y 1，液相组成为x 1，且必有y 1>x F >x 1。若将组成为y 1的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y 2与液相组成为x 2’的平衡两相，且y 2>y 1；若将组成为y 2的汽相混合物进行部分冷凝，则可得到汽相组成为y 3与液相组成为x 3’的平衡两相，且y 3>y 2>y 1；

同理，若将组成为x 1的液体加热，使之部分汽化，可得到汽相组成为y 2’与液相组成为x

2

图3-12 多次部分汽化和多次部分 冷凝示意图

的平衡液两相，且x2

结论：气体混合物经多次部分冷凝，所得汽相中易挥发组分含量就越高，最后可得到几乎纯态的易挥发组分。液体混合物经多次部分汽化，所得到液相中易挥发组分的含量就越低，最后可得到几乎纯态的难挥发组分。

存在问题：每一次部分汽化和部分冷凝都会产生部分中间产物，致使最终得到的纯产品量极少，而且设备庞杂，能量消耗大。为解决上述问题，工业生产中精馏操作采用精馏塔进行，同时并多次进行部分汽化和多次部分冷凝。

2．塔板上汽液两相的操作分析

图3-13为板式塔中任意第n块塔板的操作情况。如原料液为双组分混合物，下降液体来自第n－1块板，其易挥发组分的浓度为x n－1，温度为t n－1。上升蒸气来自第n+1块板，其易挥发组分的浓度为y n+1，温度为t n+1。当气液两相在第n块板上相遇时，t n+1＞t n－1，因而上升蒸气与下降液体必然发生热量交换，蒸气放出热量，自身发生部分冷凝，而液体吸收热量，自身发生部分气化。由于上升蒸气与下降液体的浓度互相不平衡，如图3-14所示，液相部分气化时易挥发组分向气相扩散，气相部分冷凝时难挥发组分向液相扩散。结果下降液体中易挥发组分浓度降低，难挥发组分浓度升高；上升蒸气中易挥发组分浓度升高，难挥发组分浓度下降。

若上升蒸气与下降液体在第n块板上接触时间足够长，两者温度将相等，都等于t n，气液两相组成y n与x n相互平衡，称此塔板为理论塔板。实际上，塔板上的气液两相接触时间有限，气液两相组成只能趋于平衡。

图3-13塔板上的传质分析图3-14 精馏过程的t－x－y示意图由以上分析可知，气液相通过一层塔板，同时发生一次部分汽化和一次部分冷凝。通过多层塔板，即同时进行了多次进行部分汽化和多次部分冷凝，最后，在塔顶得到的气相为较

纯的易挥发组分，在塔底得到的液相为较纯的难挥发组分，从而达到所要求的分离程度。

3．精馏必要条件

为实现分离操作，除了需要有足够层数塔板的精馏塔之外，还必须从塔底引入上升蒸汽流（气相回流）和从塔顶引入下降的液流（液相回流），以建立气液两相体系。塔底上升蒸汽和塔顶液相回流是保证精馏操作过程连续稳定进行的必要条件。没有回流，塔板上就没有气液两相的接触，就没有质量交换和热量交换，也就没有轻、重组分的分离。

用？

四、精馏操作流程

精馏过程可连续操作，也可间歇

操作。精馏装置系统一般都应由精馏

塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关

设备组成，有时还要配原料预热器、

产品冷却器、回流用泵等辅助设备。

连续精馏装置流程如图3-15所

示。以板式塔为例，原料液预热至指

定的温度后从塔的中段适当位置加入

图3-15 连续精馏流程

精馏塔，与塔上部下降的液体汇合，

然后逐板下流，最后流入塔底，部分液体作为塔底产品，其主要成分为难挥发组分，另一部

分液体在再沸器中被加热，产生蒸气，蒸气逐板上升，最后进入塔顶冷凝器中，经冷凝器冷

凝为液体，进入回流罐，一部分液体作为塔顶产品，其主要成分为易挥发组分，另一部分回

流作为塔中的下降液体。

通常，将原料加入的那层塔板称为加料板。加料板以上部分，起精制原料中易挥发组分

的作用，称为精馏段，塔顶产品称为馏出液。加料板以下部分(含加料板)，起提浓原料中难挥

发组分的作用，称为提馏段，从塔釜排出的液体称为塔底产品或釜残液。

第三节精馏计算

一、全塔物料衡算

通过对精馏塔的全塔物料衡算，可以确定馏出液及釜液的流量及组成。

稳定连续操作的精馏塔作全塔物料衡算，如图3-16，并以单位时间为基准。

总物料衡算： F=D+W （3-5）

易挥发组分衡算： F x F =D x D +W x W （3-6）

式中 F 、D 、W ——分别为原料、塔顶产品和塔底产品

的流量，Kmol/h ；

x F 、x D 、x W ——分别为原料、塔顶产品和塔底产品中易

挥发组分的摩尔分数。

式（3-5）、（3-6）称为全塔物料衡算式。应用全塔物料衡算式可确定产品流量及组成。 一般称F

D ×100％为馏出液的采出率，100%Fx Dx F D ?为易挥发组分的回收率。 【例3-1】 每小时将15000kg ，含苯40％和含甲苯60％的溶液，在连续精馏塔中进行分离，要求将混合液分离为含苯97％的馏出液和釜残液中含苯不高于2％（以上均为质量百分数）。操作压力为101.3kPa 。试求馏出液及釜残液的流量及组成，以千摩尔流量及摩尔分数表示。

解：将质量百分数换算成摩尔分数

44.092

6.0784.0784

.0=+=F x 0235.092

98.07802.07802

.0=+=W x 974.092

03.07897.07897

.0=+=D x 原料液平均摩尔质量： Mm F = 0.44×78 + 0.56×92 = 85.8 kmol/h

原料液的摩尔流量： F=8

.8515000

=175kmol/h

图3-16 全塔物料衡算

由全塔物料衡算式

F = D + W

FX F = DX D + WX W

代入数据

175 = D + W

175×0.44 = 0.974D + 0.0235W

解出： D = 76.7 kmol/h

W = 98.3 kmol/h

应用全塔物料衡算式进行计算能否用质量流量和质量分数？应注意什么问题？

二、操作线方程

精馏塔内任意板下降液相组成x n及由其下一层板上升的蒸汽组成y n＋1之间关系称为操作关系。描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程。由于精馏过程既涉及传热又涉及传质，影响因素很多，为了简化精馏过程，得到操作关系，进行恒摩尔假定。

（一）恒摩尔流假定

1．恒摩尔流假定成立的条件

若在精馏塔塔板上气、液两相接触时有nkmol的蒸汽冷凝，相应就有nkmol的液体汽化，这样恒摩尔流的假定才能成立。为此，必须满足的条件是：

①各组分的摩尔汽化潜热相等；

②气液接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；

③塔设备保温良好，热损失可也忽略。

2．恒摩尔流假定内容

（1）恒摩尔汽化

精馏操作时，在精馏塔的精馏段内，每层板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，在提馏段内也是如此：

精馏段V1=V2=V3=…＝V=常数

提馏段V'

1=V'

2

=V'

3

=…＝V'=常数

但两段的上升蒸汽摩尔流量却不一定相等。

（2）恒摩尔液流

精馏操作时，在塔的精馏段内，每层板下降的液体摩尔流量都是相等，在提馏段内也是如此：

精馏段 L 1=L 2=L 3=…＝L=常数

提馏段 L '1=L '2=L '

3=…＝L '=常数

但两段的下降液体摩尔流量不一定相等。

（二）操作线方程

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，应分别予以讨论。

1．精馏段操作线方程

对图3-17中虚线范围(包括精馏段的第n 十1层板以上塔段及冷凝器)作物料衡算，以单位时间为基准，即

总物料衡算： V=L+D

易挥发组分衡算： Vy n+1=Lx n +Dx D

式中 V ——精馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h ；

L ——精馏段下降液体的摩尔流量，kmol/h ；

y n +1——精馏段第n 十1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数；

x n ——精馏段第n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分数。

整理： D n n x D

L D x D L L y +++=

+1 （3-7） 令回流比R ＝L ／D 并代入上式，得精馏段操作线方程

1

11+++=+R x x R R y D n n （3-8）

图3-17 精馏段操作线方程推导图3-18精馏塔的操作线精馏段操作线方程反映了一定操作条件下精馏段内的操作关系，即精馏段内自任意第n 层板下降的液相组成x n与其相邻的下一层板（第n+1层板）上升汽相组成y n+1之间的关系。

在稳定操作条件下，精馏段操作线方程为一直线。斜率为

1

+

R

R

，截距为

1

+

R

x

D。由式（3-8）可知，当x n＝x D时，y n+1＝x D，即该点位于y－x图的对角线上，如图3-18中的点a；又当x n＝0时，y n+1＝x D/(R+1)，即该点位于y轴上，如图中点b，则直线ab即为精馏段操作线。

2．提馏段操作线

按图3-19虚线范围(包括提馏段第m层板以下塔板及再沸器)作物料衡算，以单位时间为基础，即

总物料衡算：L’ = V’ + W

易挥发组分衡算：L’x’m= V’y’m+1+Wx W

提馏段操作线方程：

W

m

m

x

W

L

W

x

W

L

L

y

-

-

-

=

+'

'

'

'

'

1

（3-9）

式中L’——提馏段下降液体的摩尔流量，

kmol/h；

V’——提馏段上升蒸汽的摩尔流量，kmol/h；

x’m——提馏段第m层板下降液相中易挥发

组分的摩尔分数；

y’m+1——提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥

发组分的摩尔分数。

图3-19 提馏段操作线方程推导

提馏段操作线方程反映了一定操作条件下，提馏段内的操作关系。在稳定操作条件下，提馏段操作线方程为一直线。斜率为

W L L -''，截距为W L W -'。由式（3-9）可知，当x 'm ＝x w 时，y W m x =+'

1，即该点位于y －x 图的对角线上，如图中的点c ；当0'=m x 时，)/(''1W L Wx y W m --=+，该点位于y 轴上，如图中点g ，则直线cg 即为提馏段操作线。由图3-18可见，精馏段操作线和提馏段操作线相交于点d 。

应予指出，提馏段内液体摩尔流量'L 不仅与精馏段液体摩尔流量L 的大小有关，而且它还受进料量及进料热状况的影响。

（三）进料状况的影响

1．精馏塔的进料热状况

在生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五种热状态：

（1）冷液体进料 t ＞t 泡。

（2）饱和液体进料 t ＝t 泡

（3）气液混合物进料 t 泡＜t ＜t 露

（4）饱和蒸汽进料 t ＝t 露

（5）过热蒸汽进料 t ＞t 露

2．进料热状况对进料板物流的影响

精馏塔内，由于原料的热状态不同，从而使精馏段和提馏段的液体流量L 与L '

间的关系以及上升蒸汽量V 与V '均发生变化。进料热状况对两段汽液流量变化的影响如图3-20所示。

3．进料热状态参数q

对加料板进行物料衡算及热量衡算可得

物料衡算： F+V’+L=V+L’

热量衡算： FI F + VI V +LI L = VI V +L’I L ’

式中 I F ——原料液焓，KJ/Kmol ；

I V 、I V ’——加料板上、下的饱和蒸汽焓，KJ/Kmol ；

I L 、I L ’ ——加料板上、下的饱和液体焓，KJ/Kmol 。

由于加料板上下板温度及气液相组成都很相近，所以近似取

I V ＝I V ’， I L ＝I L ’

整理得 F

L L I I I I L V F V -=--' （3-10） 令： 原料的千摩尔汽化潜热

的热量进料变为饱和蒸汽所需Kmol I I I I q L V F V 1=--=

图3-20 进料热状况对进料板上、下各流股的影响

（a ）冷液进料；（b ）饱和液体进料；（c ）汽液混合物进料；（d ）饱和蒸汽进料；（e ）过热蒸汽进料 q 称为进料热状况参数。q 值的意义为：每进料1kmol/h 时，提馏段中的液体流量较精馏段中增大的kmol/h 值。对于泡点、露点、混合进料，q 值相当于进料中饱和液相所占的分率。

根据q 的定义，不同进料时的q 值如下：

（1）冷液 q ＞ 1

（2）饱和液体 q ＝ 1

（3）汽液混合物 0 ＜ q ＜ 1

（4）饱和汽体 q ＝ 0

（5）过热汽体 q ＜ 0

对于各种进料状态，由式（3-10）可知

qF L L +=' (3-11)

F q V V )1('-+= (3-12)

则提馏段操作线方程可改写为

W x W

qF L W x W qF L qF L y -+--++='' (3-13) 【例3-2】 用某精馏塔分离丙酮—正丁醇混合液。料液含35％的丙酮，馏出液含96％的丙酮（均为摩尔百分数），加料量为14.6kmol/h ，馏出液量为5.14kmol/h 。进料为沸点状态。回流比为2。求精馏段、提馏段操作线方程。

解： 精馏段操作线方程

11+++=R x x R R y D 1

296.0122+++=x ＝0.67x +0.32 全塔物料衡算 F = D + W 14.6= 5.14 + W

FX F = DX D + WX W 14.6×0.35 = 0.96×5.14 + X W W

解得 W = 9.46 kmol/h X W = 0.019

L ’＝L + F ＝2×5.14+14.6＝24.88 kmol/h

提馏段操作线方程

W L Wx x W L L y W ---='''＝46

.988.2446.9019.046.988.2488.24-?--x ＝0.67x － 0.012 4．进料方程

（1）进料方程及提馏段操作线的绘制

由图3-21可知，提馏段操作线截距很小，因此提馏段操作线cg 不易准确作出，而且这种作图方法不能直接反映出进料热状态的影响。因此通常的做法是先找出提馏段操作线与与提馏段操作线的交点d ，再连接cd 得到提馏段操作线。精、提馏段操作线的交点可联立精、提馏段操作线方程得到

1

1---=q x x q q y F (3-14) 式（3-14）即为精馏段操作线与提馏段操作线交点的轨迹方程，称为进料方程，也称q 线方程。在进料热状况及进料组成确定的条件下，q 及x F 为定值，进料方程为一直线方程。将式（3-14）与对角线方程联立，则交点坐标为x=x F ，y=x F ，如图3-21中e 点，过e 点作斜率为q ／（q －1）的直线，ef 线，即为q 线。q 线与提馏段操作线交于d 点，d 点即是两操作线交点，连接c （x W ，x W ）、d 两点可得提馏段操作线cd 。

（2）进料状态对q 线及操作线的影响

q 线方程还可分析进料热状态对精馏塔设计及操作的影响。进料热状况不同，q 线位置不同，从而提馏段操作线的位置也相应变化。

根据不同的q 值，将五种不同进料热状况下的q 线斜率值及其方位标绘在图3-22并列于表3-5中。

图3-21 q 线与操作线 图3-22 进料热状况对操作线的影响

表3-5 进料热状况对q 线的影响

三、理论塔板数的求法

我们已经知道，塔板是气液两相传质、传热的场所，

精馏操作要达到工业上的分离要求，精馏塔需要有足够

层数的塔板。理论塔板数的计算，需要借助气液相平衡

关系和塔内气液两相的操作关系。气液相平衡关系前面

已经讨论了，为求理论塔板数，首先来研究塔内气液两

相的操作关系。

精馏塔理论塔板数的计算，常用的方法有逐板计算

法、图解法。在计算理论板数时，一般需已知原料液组

成、进料热状态、操作回流比及所要求的分离程度，利

图3-23 逐板计算法示意图

用气液相平衡关系和操作线方程求得。

1．逐板计算法

（1）理论依据 对于理论塔板，离开塔板的气液相组成满足相平衡关系方程；而相邻两块塔板间相遇的气液相组成之间属操作关系，满足操作线方程。这样，交替地使用相平衡关系和操作线方程逐板计算每一块塔板上的气液相组成，所用相平衡关系的次数就是理论塔板数。

（2）方法 如图3-23，连续精馏塔，泡点进料，塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜采用间接蒸汽加热。从塔顶开始计算。

y 1＝x D ????→?平衡关系 x 1???????→?精馏段操作关系 y 2

????→?平衡关系 x 2 ???????→?精馏段操作关系 y 3…… x n ≤x F （泡点进料）

???????→?提馏段操作关系 y n+1????→?平衡关系 x n+1…… x N ≤x W

注意：（a ）从y 1=x D 开始，交替使用相平衡方程及精馏段操作线方程计算，直到x n ≤x F 为止，使用一次相平衡方程相当于有一块理论板，第n 块板即为加料板，精馏段N T ＝n －1（块）。

（2）当x n ≤x F （泡点进料）时，改交替使用相平衡方程及提馏段操作线方程计算，直到x N ≤x W 为止，使用相平衡方程的次数为N T ，再沸器相当于一块理论板，总N T ＝N －1（块）。

逐板计算法较为繁琐，但计算结果比较精确，适用于计算机编程计算。

对于其它进料状态，到什么时候改用提馏段操作线方程呢？

2．图解法 图解法求取理论塔板数的基本原理与逐板计算法

相同，只不过用简便的图解来代替繁杂的计算而已。

图解的步骤如下，参见图3-24。

（1）作x －y 图，绘制精、提馏段操作线。

（2）自对角线上的a 点开始，在精馏段操作线与

平衡线之间画水平线及垂直线组成的阶梯，即从a 点

作水平线与平衡线交于点1，该点即代表离开第一层

理论板的汽液相平衡组成（x 1，y 1），故由点1

可确定

图3-24 图解法求取理论塔板数

x1。由点1作垂线与精馏段操作线的交点1’可确定y2。再由点1’作水平线与平衡线交于点2，由此点定出x2。如此重复在平衡线与精馏段操作线之间绘阶梯。当阶梯跨越两操作线交点d 点时，则改在提馏段操作线与平衡线之间画阶梯，直至阶梯的垂线跨过点c(x W，x W)为止。

（3）每个阶梯代表一块理论板。跨过点d的阶梯为进料板，最后一个阶梯为再沸器。总理论板层数为阶梯数减1。

（4）阶梯中水平线的距离代表液相中易挥发组分的浓度经过一次理论板后的变化，阶梯中垂直线的距离代表气相中易挥发组分的浓度经过一次理论板的变化，因此阶梯的跨度也就代表了理论板的分离程度。阶梯跨度不同名，说明理论板分离能力不同。

图解法简单直观，但计算精确度较差，尤其是对相对挥发度较小而所需理论塔板数较多的场合更是如此。

3．确定最优进料位置

最优的进料位置一般应在塔内液相或汽相组成与进料组成相近或相同的塔板上。当采用图解法计算理论板层数时，适宜的进料位置应为跨越两操作线交点所对应的阶梯。对于一定的分离任务，如此作图所需理论板数为最少，跨过两操作线交点后继续在精馏段操作线与平衡线之间作阶梯，或没有跨过交点过早更换操作线，都会使所需理论板层数增加。

对于已有的精馏装置，在适宜进料位置进料，可获得最佳分离效果。在实际操作中，如果进料位置不当，将会使馏出液和釜残液不能同时达到预期的组成。进料位置过高，使馏出液的组成偏低（难挥发组分含量偏高）；反之，进料位置偏低，使釜残液中易挥发组分含量增高，从而降低馏出液中易挥发组分的收率。

查一查简捷法理论塔板数的方法及特点？

【例3-3】将x F＝30％的苯－甲苯混合液送入常压连续精馏塔，要求塔顶馏出液中x D=95％，塔釜残液x w＝10％（均为摩尔分数），泡点进料，操作回流比为3.21。试用图解法求理论塔板数。

解(1)查苯－甲苯相平衡数据作出相平衡曲

线，如本题附图，并作出对角线；

(2)在x轴上找到x D=0.95，x F=0.30，x w=0.10

三个点，分别引垂直线与对角线交于点a、e、c；

例题3-3附图

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

精馏塔设计流程

在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B

F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h

精馏塔设计图(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

精馏塔课程设计

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。

精馏塔工艺设计

一、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计任务书（一）设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为%的苯36432吨，塔底馏出液中含苯1%，原料液中含苯为61%（以上均为质量百分数）。 （二）操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压） 2.进料热状况：饱和蒸汽进料 3.回流比：R=2R 4.单板压降不大于 min （三）设计内容 设备形式：筛板塔 设计工作日：每年330天，每天24小时连续运行 厂址：青藏高原大气压约为的远离城市的郊区 设计要求 1.设计方案的确定及流程说明 2.塔的工艺计算 3.塔和塔板主要工艺尺寸的确定 （1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学验算 （3）塔板的负荷性能图绘制 （4）生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制 4、塔的工艺计算结果汇总一览表 5、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 p（mmHg） i 2.组分的液相密度ρ（kg/m3） 3.组分的表面张力σ（mN/m） 4.液体粘度μ（mPas） 常数

二、苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分） （一）设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点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后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。 典型的连续精馏流程为原料液经预热器加热后到指定的温度后，送入精馏塔的进料板，在进料上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残液），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品（馏出液）。 （二）全塔的物料衡算 1.料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 kg/kmol 和kmol =+= 6 .112/39.011.78/61.011 .78/61.0F x 2.平均摩尔质量 3.料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：

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）

(精馏设计)

(1)精馏塔全塔物料衡算 1确定塔顶、塔底物料量及组成 有全塔物料衡算式W D F Wx Dx Fx W D F ?? ?+=+= 联立得：D=81.08h kmol ，W=29.92h kmol 汇总列表如下： F/（h kmol D/h kmol W/h kmol F x D x W x 111 81.08 29.92 0.712 0.96 0.04 2.确定塔板数 查表得，常压下甲醇的沸点b T =64.6℃，乙醇的沸点b T =78.3℃，在65～78℃之间甲醇和乙醇的平衡数据如下图示： 温度T(℃) 甲醇液相摩尔分数x 甲醇气相摩尔分数y 65 0.9202 0.9532 66 0.8362 0.8998 67 0.7575 0.8455 68 0.6837 0.7906 69 0.6142 0.7349 70 0.5488 0.6787 71 0.4638 0.5991 72 0.3846 0.5180 73 0.3108 0.4357 74 0.2417 0.3521 75 0.1781 0.2639 76 0.1161 0.1819 77 0.0589 0.0955 78 0.0049 0.0082 不同温度下甲醇的气、液相组成：（图）t-x-y （图）

进料状态方程：1 1---= q x x q q y F 在x -y 图上画出q 线，764.0=q x ，851.0=q y 2529.1764 .0851.0851 .096.0min =--= --= q q q D x y y x R 取5.225.122min =?==R R 精馏段操作线方程：2743.07143.01 1+=+++=x R x x R R y D 提溜段操作线方程：0048.01195.1-=-+--++= x x W qF L W x W qF L qF L y W 利用t -x -y 图查得： 塔顶温度：65=D t ℃ 塔底温度：3.77=W t ℃ 进料温度：6.67=F t ℃ 712 3 .778.642=+=+= 底顶平t t t ℃ 在71℃下查《化工数据手册》并利用内差法求取： s mPa cp LA ?==303.00303.0μ，s mPa cp LB ?==519.0519.0μ 。 查y x t --图，71=t ℃时：51.0,375.0==A A y x )375.01(519.0375.0303.0)1(-?+?=-+=A LB A LA L x x μμμ s mPa cp ?==438.0438.0 根据公式： B A p p =α求顶α，底α 在65℃时： 1.7646446.115787.215=== 顶顶 顶B A p p α 在3.77℃时： 1.686738.5336 1245.332=== 底底 底B A p p α

化工原理课程设计(乙醇_水溶液连续精馏塔优化设计)

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.

精馏塔的设计(毕业设计)讲义

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。

精馏塔常用的一些控制方案

精馏塔常用的一些控制方案 塔的作用是在同一个设备中进行质量和热量的交换，是石油化工装置非常重要的设备。塔的型式有板式塔（泡罩塔、浮阀塔、栅板塔等）、填料塔（高效填料、常规填料、散装填料、规整填料等）、空塔。塔由筒体和内件组成。 蒸馏塔由精馏段和提馏段组成，进料口以上是精馏段，进料口以下是提馏段。 精馏塔的控制方案主要从塔压、釜温、顶温、塔釜液面四个方面来说明： 1．精馏操作中塔压的控制调节方法 塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。任何一个精馏塔的操作，都应当把塔压控制在规定的指标内，以相应地调节其它参数。塔压波动过大，就会破坏全塔的物料平衡和气液平衡，使产品达不到所要求的质量。所以，许多精馏塔都有其具体的措施，确保塔压稳定在适宜范周内。 对于加压塔的塔压，主要有以下三种调节方法 （1）塔顶冷凝器为分凝器时，塔压一般是靠气相采出量来调节的，如图6-1所示。在其它条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降，气相采出量减小，塔压上升。

（2）塔顶冷凝器为全凝器时，塔压多是靠冷剂量的大小来调节，即相当于调节回流液温度，如图6-2所示。在其它条件不变的前提下，加大冷剂量，则回流液的温度降低，塔压降低，若减少冷剂量，回流液温度上升，塔压上升。 （3）热旁通(浸没式)法调节塔压。 对于常压塔的压力控制，主要有以下三种方法 （1）对塔顶压力在稳定性要求不高的情况下，无需安装压力控制系统，应当在精馏设备（冷凝器或回流罐）上设置一个通大气的管道，以保证塔内压力接近于大气压。 （2）对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能和空气接触时，塔顶压力的控制可采用加压塔塔压的控制方法，如图6-1、图6-2。

乙醇—水溶液精馏塔设计

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

化工原理课程设计苯-甲苯板式精馏塔设计

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。

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

多组分精馏

第三章多组分普通精馏 概述 按被分离混合物中组分的数目可分为两组分精馏和多组分精馏。 工业生产中，绝大多数为多组分精馏，但两组分精馏的原理及计算原则同样适用于多组分精馏，只是在处理多组分精馏过程时更为复杂些，因此常以两组分精馏为基础。 精馏操作流程 精馏分离过程可连续操作，也可间歇操作。精馏装置系统一般都应由精馏塔、塔顶冷凝器、塔底再沸器等相关设备组成，有时还要配原料预热器、产品冷却器、回流泵等辅助设备。 图3-3精馏塔中物料流动示意图

精馏原理 工业上是将每个单级分离器做成一块；或在一个圆形的塔内装有一定高度的填料。板上液层或填料表面是汽液两相进行传热和传质的场所。 如图所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定液层。上升蒸汽和下降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度，由下向上逐渐降低。 双组分和多组分精馏的异同 第一节 设计变量 一、基本概念 （一）、公式（郭氏法） N ν——描述系统所需的独立变量数 N c ——各独立变量之间的约束数（这些变量之间可以列出的方程数以及给定的条 件 ∴N i = N ν－N c 相同点： 基本原理一致 主要工具相同：物料，衡算，热衡，相平衡 关系 不同点： 双组份常用图解法 多组份常用 简捷法 严格计算法（计算机算） c v i N N N -=

丙烯精馏塔工艺设计

过程工艺与设备课程设计（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2010年7月6日 班级：化机0701班 姓名：梁昊穹 指导老师：韩志忠

化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。 本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了韩志忠老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。 鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！

前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2 第一章概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.1精馏塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.2再沸器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 1.3冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 第二章方案流程简介- - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.1 精馏装置流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.2 工艺流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 7 2.3 调节装置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.4 设备选用- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 8 2.5 处理能力及产品质量- - - - - - - - - - - - - - - - 8 第三章精馏过程系统设计- - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.1设计条件- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9 3.2物料衡算及热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - 10 3.3塔板数的计算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 3.4精馏塔工艺设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 16 3.5溢流装置的设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 17 3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取- - - - - - - - - - - - 18 3.7塔板流动性能校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - 19 3.8负荷性能图- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21 3.9 塔计算结果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - -24