Ⅰ 精馏塔的工作原理及参考文献。
板式精馏塔的设计
文档类别: 课程设计
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6 文钱
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之外，恳请各位读者批评指正。
目 录
前 言 2
第一章 总论 1
一、化工原理课程设计能力目标 1
二、化工原理课程设计的内容 1
三、化工原理课程设计的步骤 1
四、化工原理课程设计的注意事项 2
第二章 板式精馏塔的工艺设计 4
一、概述 4
二、板式精馏塔设计的内容 4
三、精馏塔设计的一般步骤 5
四、设计方案的确定 6
五、板式精馏塔的工艺计算 7
(四)塔效率估算 13
六、塔板及塔的主要工艺尺寸设计 14
（三）溢流装置 18
第三章 板式塔的结构设计初步 32
（一）结构初步 32
（二）辅助设备 33
第四章 常用设计数据 34
（一）单流型塔板系列参数 34
主要参考文献 50
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Ⅱ 精馏塔的自动控制方案设计（《化工仪表》）
给你介绍个平台，工程师威客网，那里面都是电子类高手，网络搜索工程师威客网，免费发布的
Ⅲ 求一份乙醇精馏塔课程设计，发我邮箱 [email protected],万分感谢
乙醇精馏塔。。。。。
我来做。
Ⅳ 苯－氯苯分离过程板式精馏塔设计
41
Ⅳ sd型塔板 sdj型塔板
塔器性能的好坏,决定于塔盘(塔板)的结构参数和流体性能设计是否合理。本机组的塔板,参照国外S型塔板进行改进设计,截去其S型弧形两端不等长的部分,由等长S形元件若干相互套合交联而呈方阵形的结构,与流体方向垂直,构成主传质区(或称主汽液接触区),在S形元件的两侧,配置D形元件(代泡罩)两组,构成副传质区(或称副汽液接触区),本塔即由S、D形元件而取名为SD型塔属类喷射型塔。
溢流装置采用弓形降液表1多塔系酒精蒸馏机组的主要设计参数(规格)规格(mm)生产能力SD型酒精醛塔小。型酒精精馏塔小。型;酉精醛塔小。型最终精制塔小。酒精。系yIJ号2-3456备注1、生产能力与附属设备等配套有关2、多塔系因酒精质量提高,产量则提高受限(比两塔蒸馏略有降低)表2名多塔系酒精蒸馏机组的主要设计参数(性能)SD型酒精醒塔SDJ型酒精精馏塔SDJ/SD型酒精醛塔塔板数(块)塔范开孔率。板间距。复合开孔率4的浓缩段250300提馏段200250舀万才点反万议处理物料量酵液525m/mZh醒塔产生的粗酒精(蒸汽或液汽)塔盘压力降4080mm水柱(392784pa)板20tw25(复合开孔率45)精馏段250300脱水段200250醒塔产生的粗酒精或醛塔的提馏液307Omm水柱(294486pa)板3070mrn水rf上(同精馏塔)废液耗竭率酒精含量不超过0.05%(V/V)酒精质量两塔蒸馏质量符合GB394-81三级要求最佳条件下可达二级标准三塔蒸馏质量可达二级或-级标准,四塔蒸馏质量可达-级以上标准备注SDJ型最终精制塔根据用户所需,参照SDJ型精馏塔参数设计管-组组成,由于去掉S形两端不等长的弧形部位,设置D形泡罩,发挥了我国泡罩塔之优点,其有利于消除原S形塔两侧的无效区(死角)和滞缓区,充分发挥了副传质区的辅助作用,使之汽液接触充分,从而有效地提高了塔板的截面利用率。在塔板上汽液呈单流向并流接触。进行传质传热,提高了蒸馏效率,同时因塔板结构独特(R角大,开孔率膏)及汽液并流流动,故泥沙、纤维等杂质不易在塔板上沉积,从而提高了抗污性能。
SDJ型塔板基本上与SD型塔板类同,只是在S形和D形元件的脊背平坦处开有相应的长方形孔(复合开孔率提高,并在孔上装有J形浮动板若干,由SJ形元件构成主传质区,设在主传质区两侧的DJ形元件构成副传质区,本塔即由此而取名为SDJ型塔。亦是用弓形降液管-组,J形浮动板对提高塔的负荷及分离精馏效果有一定作用,当汽液负荷加大至一定程度时,则推动浮动板逐渐开放,直至一定开度(分:低负荷,中负荷,高负荷,等几个阶段),一般可增1520%,其利用了浮阀(舌)塔、波纹浮阀塔等的特点,属喷射型塔。酵塔一般用SD板,精馏塔用SDJ板,醛塔上部用SDJ板(浓缩段),下部用SD板(提馏段),最终精制塔用SDJ板或填料型(具体应视塔径大小和配套要求而定)。
SD-SDJ型多塔系酒精蒸姗机组的主要优点(1)设计新颖合理,塔扳汽液接触充分,故汽液负荷大、有效截面利用率高、蒸馏效率高、产量较高,为新型高效塔。据广东南海搪厂的新塔与老塔的对比表明:提高产量88.25%,吨酒利润提高69.10元,一个榨季总利润增长15.3万元。(2)操作弹性大,能满足高、中、低负荷的生产条件要求,对原料的适应性强(粗细原料皆可)。
(3)醒塔自净抗污性能强。这是由于汽液呈单流向并流前进,汽速大,故泥沙、纤维等杂质不易在塔板上沉积。江苏启东酒厂和广东南海糖厂等都使用两年以上未曾堵塔。
由于不易堵塔,故基本上解决了国内外醒塔常堵、常掏、常拆之弊端。(4)精塔能保持一定液面,解决了浮阀、斜孔、导向筛板塔等易于乏液而干板之弊病。稳定性能好,对停电、停汽、汽压波动等不正常因素,适应性强,停机后恢复生产快。
(5)耗竭性能好。广东南海糖厂的废醒含酒精量<0.01%(原老塔为0.080.12%),江苏启东酒厂的也少于0.01。(6)耗汽少,节约能源。
据江苏启东酒厂统计数的对比表明:比原来用的普通泡罩塔节能17.36%。如果添置醛塔和最终清制塔,在能够注意有效地利用废醒和废液及冷凝水综合利用,耗能并不会增加多少。据广东南海糖厂新老塔统计的对比,平均每吨酒精节汽1.86吨,节能率为30%。
(7)由于产品系列化和规格化,所以装拆轻便省、调试操作方便,从而减轻了工人劳动强度。调试时,从进酵到出成品,一般只需90分钟左右,操作稳定方便。广州锅炉厂试制成功35吨/时蔗渣煤粉锅炉为适应我国甘蔗糖工业发展的需要,提高热能利用率,广州锅炉厂与哈尔滨锅炉厂根据广州市机电工业局下达的新产品发展计划,联合没计了。型蔗渣煤粉锅炉,由广州锅炉厂试制出样机,并安装在广东北坡糖厂。该锅炉,于1985年12月投入运行,并于1986年3月由上海发电设备成套设计研究所主持,进行了以蔗渣为燃料的热工测试,表明:运行安全可靠,技术的性能和指标均符合设计要求;热效率高达82.n%,超过了81%的保证效率,热风温度较高,可烧含高达53%水分的蔗渣,且燃烧稳定。用户十分满意。1986年7月2829日,上海发电设备成套设计研究所和广东省机械工业厅,在广州从化对该锅炉组织召开了鉴定会,参加会议的有28个单位,共34名代表。该种锅炉,不但与会代表-致通过了鉴定,而且经有关上级主管部门审查已批准批量生产。该种锅炉:为双汽泡横置式多烟道系统自然循环水管锅炉,利用前水冷壁向炉膛内凸出后拆回再向前延伸形成前拱,将炉膛分为稳燃室和冷却室,在稳燃室的前墙设置三只喷渣燃烧器,以燃用蔗渣,在前拱设置三只旋风筒式燃烧器,配有竖井磨煤机和直吹制粉系统,供煤粉与蔗渣混烧,尾部烟道设置有省煤器和空气预热器,炉排采用翻转炉排的型式。该种锅炉的主要规范:额定蒸发量,35吨/时,给水温度,105℃;过热蒸汽出压力,39公斤/厘米,过热燕汽出温度,450℃,设计热效率,82.72%;锅炉保证效率,81%。(安润安)上接第54页)而需要量迅速增加。很明显,蔗糖用作工业原料仍有待开发。新的蔗搪衍生物是否研制迅速应用,主要决定于和石油化工原料比较的相对成本,以及工业生产时衍生过程的费用。具有特殊的或者独特的性质的高值蔗糖衍生物,由于其本身的优越性将会开辟新的市场,这时,蔗糖作为原料的成本将可忽略不计。例如不产生热量的高甜度甜味品(三氯半乳糖试蔗糖),其原料蔗搪的成本和合成过程的费用比较是微不足道的,不会直接影响它在人工甜味品市场的竞争能力。因此,可以预期蔗糖化学工业会沿两个方画发展:利用蔗糖作为化学工业的固定碳原料和开发全新蔗糖衍生物的各种独特性质。
Ⅵ 求化工原理课程设计 题目：乙醇—水连续精馏塔(浮阀塔或筛板塔)的设计 会的留言
思路如下;目复 录化工原理课程设制计任务书... Ⅰ摘 要... Ⅱ第一章 前言.... 第二章 绪论.... §2.1 设计方案.. §2.2 选塔依据.. §2.3 设计思路.... 第三章 塔板的工艺设计.... §3.1 精馏塔全塔物料衡算.. §3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系.. §3.3理论塔的计算.. §3.4 塔径的初步设计.. §3.5溢流装置.. §3.6塔板的分布、浮阀数目及排列.... 第四章 塔板的流体力学验算.... §4.1气相通过浮阀塔板的压降.. §4.2淹塔.. §4.3 物沫夹带.. §4.4塔板负荷性能图.. 第五章 塔附件设计.... §5.1接管.... §5.2筒体与封头.. §5.3除沫器.... §5.4裙座.... §5.5吊柱.... §5.6人孔.... 第六章 塔总体高度的设计.. §6.1塔的顶部空间高度§6.2塔的底部空间高度§6.3塔总体高度第七章 附属设备设计§7.1 冷凝器的选择§7.2再沸器的选择第八章 设计结果汇总结束语参考文献主要符号说明
Ⅶ 苯-甲苯混合物分离精馏塔设计
第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：
（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。
（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。
（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。
通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。
第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐。
2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol
甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol
xF = =0.541
xD = =0.992
xW = =0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol
MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol
MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol
3.物料衡算
原料处理量 F= =131.41 kmol/h
总物料衡算 D+W=131.41
苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541
联立解得 D=70.93 kmol/h
W=60.48 kmol/h
2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系
温度t
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
x（摩尔分数）
y
0
0
0.088
0.212
0.2
0.37
0.3
0.5
0.397
0.618
0.489
0.71
0.592
0.789
0.7
0.853
0.803
0.914
0.903
0.957
0.95
0.979
1.0
1.0
1.理论塔板数NT的求取
苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。
①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y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。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为
yq=0.756 xq=0.542
故最小回流比为
Rmin=1.103
取操作回流比为
R=2Rmin=2.206
③求精馏塔气、液相负荷
L=RD=156.47 kmol/h
V=(R+1)D=234.47 kmol/h
L′=L+F=289.94 kmol/h
V′=V=234.47 kmol/h
④求操作线方程
精馏段操作线方程为
y= x+ XD=0.667x+0.301
提馏段操作线方程为
y′= ’- Xw =1.237x’-0.003
5图解法求理论塔板层数
采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为
总理论塔板层数 NT=12.5
进料板位置 NF=6
2.实际塔板层数的求取
精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11
提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12
2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa
每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa
进料板压力 PF=112.3 kPa
精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa
2.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得
x1=0.956
MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol
MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
yF=0.720
查平衡曲线，得
xF=0.497
MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol
MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol
MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol
3.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
рVm= =2.88 kg/m3
(2)液相平均密度的计算
液相平均密度计算依下式计算，即
1/рVm=∑ai/рi
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1℃，查手册得
рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3
рLDm= =812.6kg/m3
进料板的平均密度计算
由tF=99.5℃，查手册得
рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3
进料板液相的质量分率
aA=0.456
рLFm= =791.8 kg/m3
精馏段液相平均密度为
рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3
2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率
Vs= =1.812 m3/s
Ls= =0.0045 m3/s
由 umax=C
=0.0413
取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则
HT-hL=0.40-0.06=0.34 m
查资料可得 C20=0.075
C= C20 =0.0753
Umax =0.0753 =1.254 m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7 umax=0.878 m/s
D= =1.66 m
按标准塔径圆整后为 D=1.5 m
塔截面积为
AT=2.16 ㎡
实际空塔气速为
u=0.839 m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精—1）HT=4 m
提馏段有效高度为
Z提=（N提—1）HT=4.4 m
在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m
2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算
因塔径D= 1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：
(1)堰长lW
取 lW=0.66D=0.99 m
(2)溢流堰高度hW
由 hW=hL-hOW
选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得
hOW= E =0.019 m
取板上清液层高度 hL=0.06 m
故 hW=0.06-0.019=0.041 m
(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由 lW/D=0.66 得
Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124
故 Af=0.198 ㎡
Wd=0.186 m
验算液体在降液管中停留的时间
θ= =17.6 s＞5 s
故降液管设计合理。
2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。
2.液沫夹带
液沫夹带量eV计算，即
eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg
hf=2.5 =0.15 m
故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。
3.漏液
对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即
u0，min=4.4
=6.0276 m/s
实际孔速
u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min
稳定系数为
K=u0 /u0，min=2.692＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
第三章 设计结果汇总
序号 项目 数值
1 平均温度 ,℃ 90.8
2 平均压力Pm，kPa 108.8
3 气相流量Vs (m3/s) 0.872
4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022
5 实际塔板数 23
6 有效段高度Z，m 9.2
7 塔径，m 1.0
8 板间距，m 0.4
9 溢流形式 单溢流
10 降液管形式 弓形
11 堰长，m 0.66
12 堰高，m 0.051
13 板上层液高度，m 0.06
14 堰上层液高度，m 0.009
15 空塔气速，m/s 1.111
16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042
17 稳定系数 2.69
18 筛孔直径,m 0.005
19 孔中心距,m 0.015
20 筛孔直径,m 0.005
Ⅷ 跪求：甲苯―二甲苯连续板式精馏塔的设计 谢谢了
本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任务，设计书中包括物料衡算和能量横算甲苯、二甲苯等几种组分都在洗地中有显著的溶解度，这种吸收过程则应属于多