1、1精餾裝置的設計精餾裝置的設計精餾裝置設計的內容與步驟大致如下：精餾裝置設計的內容與步驟大致如下：v1、收集基礎數據、收集基礎數據v設計所需的基礎數據包括：設計所需的基礎數據包括：v進料流量及組成。進料流量及組成。v分離要求。分離要求。v原料的熱力學狀態。原料的熱力學狀態。v冷卻介質及其溫度、加熱介質及溫度。冷卻介質及其溫度、加熱介質及溫度。v物性數據（如密度、表面張力等）。物性數據（如密度、表面張力等）。v上述基礎數據中上述基礎數據中、兩項由設計任務給出。兩項由設計任務給出。、兩項兩項若任務中未曾給出，則應根據具體情況確定。物性數據可若任務中未曾給出，則應根據具體情況確定。物性數據可從有關資

2、料中查取。從有關資料中查取。2v2、工藝流程的選擇、工藝流程的選擇v精餾裝置一般包括塔頂冷凝器，塔釜再沸器，原精餾裝置一般包括塔頂冷凝器，塔釜再沸器，原料預熱器及流體輸送泵等。料預熱器及流體輸送泵等。流程選擇應結合實際流程選擇應結合實際進行，考慮經濟性、穩定性。如進料是否需要預進行，考慮經濟性、穩定性。如進料是否需要預熱、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型號等。熱、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型號等。v當塔頂需汽相出料時，采用分凝器，除此之外，當塔頂需汽相出料時，采用分凝器，除此之外，一般均采用全凝器。對于小塔，通常將冷凝器放一般均采用全凝器。對于小塔，通常將冷凝器放于塔頂，采用重力回流。對于

3、大塔，冷凝器可放于塔頂，采用重力回流。對于大塔，冷凝器可放至適當位置，用泵進行強制回流。至適當位置，用泵進行強制回流。3 再沸器的型式有立式與臥式、熱虹吸式與強再沸器的型式有立式與臥式、熱虹吸式與強制循環式之外。當傳熱量較小時，選用立式熱式制循環式之外。當傳熱量較小時，選用立式熱式再沸器較為有利。傳熱量較大時，采用臥式熱虹再沸器較為有利。傳熱量較大時，采用臥式熱虹吸式再沸器。當塔釜物料粘度很大，或易受熱分吸式再沸器。當塔釜物料粘度很大，或易受熱分解時，宜采用泵強制循環型再沸器。幾種再沸器解時，宜采用泵強制循環型再沸器。幾種再沸器型式如圖型式如圖1所示。所示。4加熱介質加熱介質產品產品加熱介質加

4、熱介質（1）立式熱虹吸型 （2）泵強制循環型 （a） (b) （3）臥式再沸器圖1 幾種再沸器型式53、做全塔的物料衡算 對于雙組分的連續精餾塔，由總物料平衡及分物料平衡有： （1） 根據進料流量qn,F及組成xF，分離要求，解方程組（1）即可求得餾出液流率qn,D及殘液流率qn,W。,n Dn Wn Fn DDn WWn FFqqqqxqxqx64、確定操作條件（壓力、溫度） 精餾操作最好在常壓下進行，不能在常壓下進行時，可根據下述因素考慮加壓或減壓操作。（1）對熱敏性物質，為降低操作溫度，可考慮減壓操作。（2）若常壓下塔釜殘液的泡點超過或接近200時，可考慮減壓操作。因為加熱蒸汽溫度一般低

5、于200。（3）最方便最經濟的冷卻介質為水。若常壓下塔頂蒸汽全凝時的溫度低于冷卻介質的溫度時可考慮加壓操作。 還應該指出壓力增大時，操作溫度隨之升高，輕、重組分相對揮發度減少，分離所需的理論板數增加。7 在確定操作壓力時，除了上面所述諸因素之外，尚需考慮設備的結構、材料等。通常按下述步驟確定操作壓力。（1）選擇冷卻介質，確定冷卻介質溫度。最為方便、來源最廣的冷卻介質為水。設計時應了解本地區水的資源情況及水溫。（2）確定冷卻器及回流罐系統壓力 。 塔頂蒸汽全部冷凝時的溫度一般比冷卻介質溫度高1020。冷卻器和回流罐系統壓力即為該溫度下的蒸汽壓（平衡壓力），可由泡點方程式得。冷P11ciDiixK

6、式中 平衡指數。烴類 可由資料查得。iKiK8（3）確定塔頂和塔釜壓力。 塔頂壓力 等于冷凝器壓力 加上蒸汽從塔頂至冷凝器的流動阻力 ，即 （3） 塔釜壓力 等于塔頂壓力加上全塔板阻力 塔。全塔阻力 塔等于塔板阻力乘實際板數，即 （4） 式中： 塔板阻力，通常為35（mm汞柱） 在確定了操作壓力之后，塔頂溫度可由式（5）確定，塔釜溫度由式（6）確定。 （5） （6）頂P冷P冷凝器頂P冷凝器頂冷頂PPP底PPP板頂塔頂底PPPnPP板P11cttDtttkxky11ciWiixK95、確定回流比 對于平衡線向下彎曲的物系，最小回流比的計算式為： 式中： 線與平衡線交點坐標。minRDqqqxyy

7、xqqqy,x 適宜回流比通常為最小回流比的1.22倍，設計時應根據理論板和回流比的關系圖確定。 NmR適宜RR106、理論板數與實際板數 對于雙組份精餾塔，求解理論板數可用圖解法或簡捷法。若理論板數較多，且溶液接近理論溶液時，可作簡捷法計算。 簡捷法求理論板數時，有吉利蘭（Gilliland）。圖解法和簡捷法的具體操作法可參考參閱教材，此處不再討論。實際板數等于理論板數除以總板效率，即 （12）式中： 實際板數 不包括分凝器、再沸器在內的理論板數。 總板效率（全塔效率） 影響總板效率的因素較多，目前尚無準確的關聯式可用于計算，只能根據經驗估計。對于雙組份精餾塔，多在0.50.7左右。TENN

8、理實N實理NTE117、確定冷凝器和再沸器的熱負荷 、對于全凝器，由冷凝器熱平衡可得： （13）式中： R回流比 qn,D餾出液流率。 塔頂蒸汽、餾出液焓。 對全塔做熱平衡有 （14） 式中： 塔釜殘液焓。CQrQC,1Q(1)()n DDRqHhDhH 、1r,Qn DDn WWCn FFqhqhQqhWh128、初估冷凝器和再沸器的傳熱面積 傳熱面積A可由傳熱方程計算，即 （15） 式中：Q熱負荷。 K傳熱系數。 冷熱流體平均溫度差。 對于低沸點烴類，冷凝介質為水時，傳熱系數為390980（千卡/ 時）。加熱介質為水蒸汽時，再沸器的傳熱系數為390880（千卡/ 時）。mtKQAmt2m2

9、m139、塔的有效高度和板間距的初選 9.1 塔的有效高度 板式塔的有效高度是指安裝塔板部分的高度，可按下式計算： （9-1） 式中 Z塔的有效高度，m； ET全塔總板效率； NT 塔內所需的理論板層數； HT塔板間距，m。(1)TTTNZHE149.2 板間距的初選 板間距NT的選定很重要。選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。 對完成一定生產任務，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣

10、速，塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產生液泛現象，降低板效率。所以在選取板間距時，要根據各種不同情況予以考慮。如對易發泡的物系，板間距應取大一些，以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關系，應根據實際情況，結合經濟權衡，反復調整，已做出最佳選擇。15 設計時通常根據塔徑的大小，由表9-1列出的塔板間距的經驗數值選取。表9-1 塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生產中常用板間距為：化工生產中常用板間距為：200，250，300，350，40

11、0，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于其值不應小于600mm。 1610 塔徑 塔的橫截面應滿足汽液接觸部分的面積、溢流部分的面積和塔板支承、固定等結構處理所需面積的要求。在塔板設計中起主導作用，往往是氣液接觸部分的面積，應保證有適宜的氣體速度。 計算塔徑的方法有兩類：一類是根據適宜的空塔氣速，求出塔截面積，即可求出塔徑。另一類計算方法則是先確定適宜的孔流氣速，算出一個孔（閥孔或篩孔）允許通過的氣量，定出每塊塔板

12、所需孔數，再根據孔的排列及塔板各區域的相互比例，最后算出塔的橫截面積和塔徑。1710.1 初步計算塔徑 板式塔的塔徑依據流量公式計算，即 （10-1） 式中 D 塔徑m； Vs 塔內氣體流量m3/s； u 空塔氣速m/s。 由式（10-1）可見，計算塔徑的關鍵是計算空塔氣速u。設計中，空塔氣速u的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據設計經驗，乘以一定的安全系數，即 (10-2)4sVDumax(0.6 0.8)uu18 最大空塔氣速umax可根據懸浮液滴沉降原理導出，其結果為 （10-3） 式中 umax允許空塔氣速，m/s； V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ； C氣體負

13、荷系數，m/s，對于浮閥塔和泡罩塔可用圖3確定； 圖3中的氣體負荷參數C20僅適用于液體的表面張力為0.02N/m，若液體的表面張力為6N/m，則其氣體負荷系數C可用下式求得： （10-4）所以，初步估算塔徑為： （10-5）其中，u適宜的空塔速度，m/s。maxLVVuC2 . 020)02. 0(CC uVD785. 0/19 圖3 經驗系數C圖圖中：V、L分別為汽相、液相流率（ ）。 分別為汽相、液相密度（ ）。 表面張力為20（達因/厘米）時的系數C。 、 分別為板間距、板上清液層高度（m）。hm /3LV、3/ mKg20CTHLh2010.2塔徑的圓整 目前，塔的直徑已標準化。所求

14、得的塔徑必須圓整到標準值。塔徑在1米以下者，標準化先按100mm增值變化；塔徑在1米以上者，按200mm增值變化，即1000mm、1200mm、1400mm、1600mmDTA2111 塔體總高度 板式塔的塔高如圖11-1所示，塔體總高度（不包括裙座）由下式決定： ( 11-1) 式中 HD塔頂空間，m； HB塔底空間，m； HT塔板間距，m； HT開有人孔的塔板間距，m； HF進料段高度，m； Np實際塔板數； S人孔數目（不包括塔頂空間和塔底空間的人孔）。(2)DpTTFBHHNSHSHHH222311.1塔頂空間HD 塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降

15、，其高度應大于板間距，通常取HD為（ 1.52.0）HT。若圖塔高示意圖需要安裝除沫器時，要根據除沫器的安裝要求確定塔頂空間。11.2人孔數目 人孔數目根據塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經常清洗的物料，可隔810塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經常清洗，則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm。2411.3 塔底空間HB 塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產品的停留時間可取35分鐘，否則需有1015分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取35分鐘；對易

16、結焦的物料，停留時間應短些，一般取11.5分鐘。2512、堰及降液管的設計 液體在塔板上的流動型式單溢流、雙溢流和多溢流。當塔徑小于2米時，通常采用單溢流，塔徑在2米4米時采用雙溢流，塔徑大于4米時，一般應考慮采用多溢流。 幾種溢流型式如圖4所示。由圖可知，邊上降液管呈弓形，中間降液管為矩形（或梯形）。 對于單溢流，溢流堰長度通常為（0.60.8）D，對雙溢流（或溢流）兩側的降管，堰長取塔徑D的0.50.7倍。中間降液管 的堰長通常為0.9D左右，塔板上的總堰長為該板上各堰的長度之和。26化工原理課程設計（精餾裝置）的內容：化工原理課程設計（精餾裝置）的內容：v1）、選擇流程，畫流程圖。）、選擇流程，畫流程圖。v2）、做物料衡算，列出物料衡算表。）、做物料衡算，列出物料衡算表。v3）、