化工蒸馏塔设计材料

㈠ 甲醇蒸馏塔的材质

钛钢复合板，不锈钢复合板。甲醇俗称木醇、木精，是一种透明、无色、有毒的挥发性液体，甲醇蒸馏塔的材质为钛钢复合板，不锈钢复合板，不锈钢304和316L，双向不锈钢2205，钛等材料。

㈡ 板式蒸馏塔为什么要用合金材料

蒸馏装置的塔器从其操作温度来看不算太高，通常不会超过 400℃,从耐温的要求来考虑，一般的低碳钢均满足其要求，对 低含硫、低酸值的原油（例如大庆原油）一般采用A3或0#锅炉钢 作为塔体或塔内主要部件的材料。
多数原油由于含有较多的硫或 者环烷酸，造成在生产过程中塔严重的腐蚀，针对腐蚀原因的不 同在材质选择上应采取相应的措施。 为了满足强度的要求，常减压蒸馏装置的蒸馏塔其是减压 塔壁厚较大，所以要用合金材料。

㈢ 请问精馏塔化工原理课程设计的目的和要求是什么

课程目的和要求 目的： 锻炼学生的综合能力：资料查阅、知识综合应用、理论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书。 培养工程观念：理论→小试→放大。 要求： 设定大致框架，绘制工艺流程图； 进行有关计算，得出设备主要尺寸和参数（塔高，直径，塔板数等）； 选择附属设备； 根据计算结果绘制主体设备图形； 编写设计说明书。 具体要求 所有工作必须独立完成； 时间：5月24-6月11日： 6月2日提交设计说明书草稿、乙醇—水溶液的y-x图、主体设备草图和流程图，老师批改后返回学生。 6月9日完成正式的设计说明书、乙醇—水溶液的y-x图、主体设备图和流程图。 说明书右边留30mm，用来标注参考文献，图纸必须规范，标注清楚。 6月10日—11日答辩。 化工原理课程设计题目 酒精生产过程板式精馏塔的设计： 设计题目： 设计生产能力为X吨/日的二级酒精精馏塔。 一、 设计条件 1、生产能力： X吨／日二级酒精 2、原料：乙醇含量29．8（W）的粗馏冷凝液，以乙醇——水二元系为主； 3、采取直接蒸汽加热： 4、采取泡点进料： 5、馏出液中乙醇含量>95％(V)，并符合二级酒精标准： 6、釜残液中乙醇含量不大于0．2％(W)： 一、 设计条件 7、四级酒精(含乙醇为95％(V)其它无要求)的产出率为二级酒精的2％； 8、塔顶温度 78℃，塔底温度100-104℃； 9、塔板效率0.3-0.4或更低； 10、精馏段塔板数计算值 ～22层，工厂 32层， 提馏段塔板数计算值 ～10层，工厂 16层； 11、二级酒精从塔第三、四、五层提取； 12、二、四级酒精的冷却温度为25℃， 冷却水温度：进口20℃，出口35-40℃ 13、回流比大致范围 3.5-4.5（通过最少回流比计算） 14、其他参数(除给出外)可自选。 二、设计说明书的内容 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、简述酒精精馏过程的生产方法及特点， 4、论述精馏总体结构(塔型、主要结构)的选择和材料选择； 5、精馏过程有关计算(物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径塔板设计、进出管径等); 设计说明书的内容 6、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等); 7、主体设备设计计算及说明； 8、主要零件的强度计算（选做）； 9、主要附属设备的选择（换热器等）； 10、参考文献 ； 11、后计及其它． 三、设计图要求 1、用594×841图纸绘制装置图一张：一主视图，一俯视图，一剖面图，两个局部放大图。设备技术要求、主要参数、接管表、部件明细表、标题栏。 2、 用420×594图纸绘制设备流程图一张； 3、用坐标纸绘制乙醇—水溶液的y-x图一张，并用图解法求理论塔板数

㈣ 甲醇蒸馏塔为什么要用陶瓷填料

因为陶瓷的耐高温且不易与蒸馏气体发生反应，金属的或其他的易反应

㈤ 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。

㈥ 分离甲醇-水混合液的填料精馏塔设计

由于甲醇与水不共沸,因此精制甲醇并不困难,只需根据工艺要求条件下(温度/压力)时的纯甲醇的蒸气压和水的蒸气压求出相对挥发度,然后根据所需甲醇所需求的纯度,计算出所需理论塔板数,计算出塔高再根据采用的塔型(板式塔或填料塔)及产量(小时)计算出塔径.

㈦ 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计的问题

化学方面是最困源难的计算

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

㈧ 化工原理精馏塔设计到底怎么做啊 把步骤发下啦~谢谢

例子

筛 板 式 精 馏 塔 设 计 报 告

一、设计任务：

要精馏分离的混合物为：苯-甲苯
原料液组成为 xf= 54.1200 %(摩尔)
塔顶产品产量 D = 108.20 kmol/h (每小时 108.20千摩尔)
塔顶产品组成 xd= 95.7300 %(摩尔)
塔底残液组成 xw= 3.5200 %(摩尔)(以间接蒸汽加热计)

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二、物料衡算：

设计者选取的D、Xd、Xf、Xw见以上“设计任务”
可计算出：
若按间接蒸汽加热计, 则由以下物料平衡关系式：
F = D + W
FXf= DXd+WXw
可计算得：
原料液量 F = 197.18 kmol/h
塔底产品产量 W = 88.98 kmol/h

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三、塔板数的确定:

设计时选取：
实际回流比是最小回流比的 1.60倍，进料液相分率q= 1.00，
此时，最小回流比 Rmin= 1.02
实际回流比 R= 1.60* 1.02= 1.63

理论板数N =12.4, 其中，精馏段N1 = 5.2, 提馏段N2 = 7.3
由平均黏度、相对挥发度μav, αav, 可算得全塔效率 Et = 0.5946
实际板数Ne= 22, 其中，精馏段Ne1= 9, 提馏段Ne2= 13

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四、塔径的确定：

可由板间距 Ht 和 (Vl/Vg)(ρl/ρg)^0.5
确定气液负荷参数C, 从而求得液泛气速Uf=C ?[(ρl-ρg)/ ρg]^0.5,
最后根据塔内气体流通面积A=Vg/U=Vg/[(0.6---0.9)Uf]估算塔径D, 再圆整之。

按精馏段首、末板，提馏段首、末板算得的塔径分别为：
1.620米、1.663米， 1.731米、1.807米
程序自动圆整（或手工强行调整）后的塔径为：
---1800.0毫米，即 1.800米---

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五、塔板和降液管结构设计:

堰长与塔径之比Lw/D= 0.70
堰长 Lw= 1 mm
塔径 D = 1800 mm
安定区宽度 Ws= 75 mm
开孔区至塔壁距离Wc= 50 mm
孔径 do= 5 mm
孔中心距 t = 15 mm
堰高 hw= 50 mm
降液管底隙高度 hd'= 40 mm
塔板厚度 tp= 4 mm
板间距 Ht= 450 mm

以上为选定[调整]值； 以下为计算值：
计算孔数 n= 9111
塔截面积 A= 2544690 mm^2
降液管截面积 Ad= 223155 mm^2
有效截面积 An= 2321535 mm^2
工作区面积 Aa= 2098380 mm^2
开孔区面积 Aa'= 1775172 mm^2
总开孔面积 Ao= 178898 mm^2

Ad/A= 0.0877
An/A= 0.8246
Ao/Aa'= 0.1008

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六、流体力学校核:

精馏段首板：
单板压降 ΔHt=ho+he=ho+β(hw+how)= 0.08m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液头how=0.0028Fw(Vl'/Lw)^(2/3)=0.01645m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0611
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管内泡沫层高度Hd'=ΔHt+(hw+how)+hd= 0.30m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内平均停留时间τ=Hd*Ad/Vl= 7.02秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
实际孔速与漏液时孔速之比Uo/Uomin=12.87/ 6.87=1.873
Uo必须大于Uo（即比值>1）。要求该比值最好 > 1.5,以免漏液过量

精馏段末板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.09m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.01740m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0737
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.31m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 6.69秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.21/ 6.81=1.939
要求该比值最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

提馏段首板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.02945m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0439
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.36m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 3.62秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.28/ 7.20=1.845
要求该比值最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

提馏段末板：
单板压降(气体) ΔHt= 0.10m清液柱
要求各板总压降 ∑(ΔHt)<0.3 atm
堰上液层高度 how=0.03107m
为流动稳定，要求how>0.006m, 如实在达不到此要求则用齿形堰。
液沫夹带率 ψ=0.0542
要求，ψ〈0.1 (0.15)
降液管泡沫层高度 Hd'= 0.39m
要求 Hd'<Ht+hw, 否则降液管发生液泛
液体在降液管内停留时间 τ= 3.55秒
要求， τ> 3 至 5 秒, 以防止气体随液体带入下层塔板
孔速与漏液孔速之比Uo/Uomin=13.80/ 7.04=1.960
要求该比值 最好 > 1.5, 否则可导致漏液过量

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七、塔高：
塔高约11.7米

㈨ 精馏设备的精馏塔

完成精馏操作的主体设备。塔体为圆筒形，塔内设有供气液接触传质用的塔板（见板式塔）或填料（见填充塔）。在简单精馏塔中，只有一股原料引入塔中，从塔顶和塔底分别引出一股产品。随化工生产的发展，出现了多股进料和多股出料或有中间换热的复杂塔。在实际生产中，常有组分相同而组成不同的几宗物料都需要分离。如果把这些物料混合以后进行分离，则能耗较大。为此可在塔体适当位置设置多个进料口，将各宗物料分别加入塔内。例如裂解气深冷分离的脱甲烷前冷流程，就是将四宗组成和温度都不相同的液化裂解气在不同位置送入脱甲烷塔进行精馏的。在精馏塔内，气液两相的组成沿塔高逐渐发生变化。因此，在塔体不同高度上设置出料口，可以得到组成不同的产品，这称为侧线出料。石油炼制工业中的常压塔和减压塔，就是通过侧线出料得到不同产品的实例。
在精馏塔内气液两相的温度自上而下逐渐增加，塔顶最低,塔底最高。如果塔底和塔顶的温度相差较大,可在精馏段设置中间冷凝器,在提馏段设置中间再沸器，以降低操作费用。供热费用取决于传热量和所用载热体的温位。在塔内设置的中间冷凝器，可用温位较高、价格较便宜的冷却剂，使上升气体部分冷凝，以减少塔顶低温冷却剂的用量。同理，中间再沸器可用温位较低的加热剂，使下降液体部分汽化，以减少塔底再沸器中高温加热剂的用量。