蒸馏塔设计型问题

A. 石油蒸馏过程中的一个小小问题!

减压蒸馏塔与常压蒸馏塔最大的区别就是塔顶压力不同，常压塔塔顶压力一般在0.9-1.5个大版气压，权而减压塔塔顶压力一般只有几千怕。一般都是先用常压塔蒸馏，塔顶的重组分再进减压塔蒸馏。外形上，减压塔很粗，下部小上部大。
燃料型减压塔的主要任务是为催化裂化和加氢裂化提供原料。对裂化原料的质量要求主要是残碳值要尽可能低，亦即胶质、沥青质的含量要少，以免催化剂上结焦过多；同时还要求控制重金属含量，特别是镍和钒的含量以减少对催化剂的污染。至于对馏分组成的要求是不严格的。
润滑油型减压塔为后续的加工过程提供润滑油料，它的分馏效果的优劣直接影响到其后的加工过程和润滑油产品的质量。从蒸馏过程本身来说，对润滑油料的质量要求主要是粘度合适、残碳值低、色度好，在一定程度上也要求馏程要窄。

B. 蒸馏塔上方的列管冷凝器怎么设计

是根据具体工况来设计的，比如要知道热侧流量、进出口温度，冷侧流量、进出口温度，还有运行压力等，如果你能提供这些数据，我可以用软件算一下，你也可以网络 广州迅标 ，专业人士为你服务！

C. 精馏塔型如何选择

这个问题很复杂，与物料、精馏方式等都有关系，不知道你那是什么类型？推荐 化工原理这本书上很详细，各个步骤计算，选材都有涉及的，参考一下。

D. 常压蒸馏塔为何设压力高限报警

常压塔属于压力容器，有设计压力和工作压力。设置压力高限报警，为了防止塔顶的安全阀跳了，如果安全阀跳了，就算事故了，要追究责任，有了高限报警，在安全阀快了跳了前，做其他操作，防止压力继续上升。

E. 酒精蒸馏塔一般是怎么安装的啊

龙康酒精蒸馏塔是稀有金属钛等材料及其合金材料制造的化工设备具有强度高、韧性大、耐高温、耐腐蚀、比重轻等特性；因此被广泛应用与化工、石油化工、冶金、轻工、纺织、制碱、制药、农药、电镀、电子等领域。
一、塔高
板式塔的塔高由主体高度、顶部空间高度、底部空间高度以及裙座高度等部分组成。
1、主体高度
板式塔主体高度为从塔顶第一层塔盘至塔底最后一层塔盘之间的垂直距离。蒸馏操作常用理论塔板数的多少来表述塔的高低。确定塔板效率，从理论塔板数求得实际塔板数，再乘以塔板间距，即可求得板式塔的主体高度。
2、顶部空间高度
板式塔顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘至塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取 1.2—1.5m。有时为了提高产品质量，必须更多地除去气体中夹带的雾沫，则可在塔顶设置除沫器。如用金属除沫器，则网底到塔盘的距离一般不小于塔板间距。
3、底部空间高度
板式塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线处的距离。当进料系统有 15min 的缓冲余量时，釜液的停留时间可取3~5min，否则须取15min。但对釜液流量大的塔，停留时间一般也取3~5min；对于易结焦的物料，在塔底的停留时间应缩短，一般取1~1.5min。据此，根据釜液流量、塔径即可求出底部空间高度。塔釜底部空间提供气液分离和缓冲的空间。
4、裙座高度
塔体常由裙座支承，有时也放在框架上用支耳支承。裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度，由工艺条件确定。
(1)泵需要的净正吸入压头按塔釜的低液面进行计算。立式热虹吸式再沸器真空操作，需要塔裙座的高度较高。
(2)再沸器安装高度、长度等。
二、 立式热虹吸再沸器入塔口
1、管口方位
(1)再沸器入塔口最好与最下一层塔盘的降液板平行安装。若因塔的布置及配管等原因不能平行安装时，必须考虑安装挡板。
(2)再沸器入塔口要注意人塔物流不得妨碍底部受液盘内的液体流出。
(3)如果是过热蒸汽入塔，为防止降液管内的液体受热而部分汽化，过热蒸汽入口管不宜放在降液管的旁边。
2、管口高度
管口高度应考虑：
(1)热虹吸再沸器入塔口连接在塔底部最下一层塔板下一定的距离。这个距离应能提供热虹吸再沸器气液相混合物(一般其气相质量分率占百分之五到百分之而是)气液相分离、气相在最下一层塔板再分布的气相空间即可。根据经验，通常热虹吸再沸器入塔口距离上部塔盘的距离是一个多板间距，500mm左右，一般不超过800mm。
(2)高于塔釜液位上限。热虹吸再沸器的推动力是密度差，通常热虹吸再沸器入口与热虹吸再沸器人塔口的密度差并不很大，推动力较小，如果返回口在液相区，就会加大阻力，使再沸器的流动性变差，影响到换热效果。另外，也造成液位不稳定，并且再沸器出口气液混合物冲破液层，有时会产生很大力量，损坏塔板和内件。
(3)立式热虹吸再沸器的布置及配管要求。立式热虹吸再沸器安装时其列管束上端管板位置与塔釜正常液面相平，立式热虹吸再沸器至塔釜的连接管道应尽量短，不允许有袋形，一般不设阀门。
三、液位计口
(1)液位计上方接管挡板
为了监视、调整釜内液量，塔釜上一定要设置一对液位计接口。其中上方接管口直接接在塔壁时，由于再沸器返回物料及沿塔壁下降液体等流入液面计的影响，会造成读数不准。须在上方接管处设置挡板，以使液面显示准确、稳定。
(2)操作液位
塔操作时塔釜液位通常有正常液位、最低液位和最高液位。在有联锁控制时，还设有高高液位和低低液位。液位需要根据底部空间高度确定原则来确定。正常液位一般在最高液位的百分之五十到百分之六十。
(3)液位计长度
塔釜液位计长度应涵盖操作过程中各种工况的液位范围 (正常液位、最低液位和最高液位)，以对液位进行监视、调整。
四、塔釜系统整合设计
塔釜管口有时由塔内件厂家进行设计，设计单位审查图纸时，需要结合塔及再沸器的布置进行审核，关注各管口的高度设置是否合理；底部空间高度是否合理。

F. 化工原理，蒸馏塔的设计资料

蒸馏塔抄是稀有金属钛等材料及其袭合金材料制造的化工设备具有强度高、韧性大、耐高温、耐腐蚀、比重轻等特性；因此被广泛应用与化工、石油化工、冶金、轻工、纺织、制碱、制药、农药、电镀、电子等领域。
中文名
蒸馏塔
外文名
Distillation tower
性质
化工设备

G. 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

H. 有关板式精馏塔的小问题（分离苯和甲苯）

根据理论塔板数推导出实际塔板数，对于黏度大的物料一般板间距要大一些；人版孔处一般以检修方权便为依据，其他没有太多要求；溢流形式和溢流装置一般的《化工原理》教科书上都有很详细的介绍，你可以参考一下，小型的精馏塔一般都采用单流型；“三苯”精馏塔一般都采用单流型；芳烃分离装置和上游装置配套一般都不会太大。其核心技术是控制手段先进、精度高，一般都是采取“温差控制”。不知回答对你是否有帮助？不对之处请您指正。关于芳烃分离的其他问题，我们可以在其他时间交流。

I. 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计的问题

化学方面是最来困难的计算自

微积分

苯 - 氯苯分离过程中筛蒸馏塔的设计
</设计介绍
1.1氯苯介绍
1.2简介设计
过程中的草图和说明
3个过程的计算和主要设备的设计
3.1蒸馏塔物料平衡...... /> 3.2车牌号码，以确定
3.3蒸馏塔的工艺条件和物理数据计算
3.4整改塔体工艺尺寸计算
3.5托盘的主要工艺尺寸计算的接触后，受
..........

详细稍微

得分的两个二维地图