筛板精馏塔课程设计
化工原理课程设计
题目苯—氯苯混合液的筛板精馏塔设计系（院）化学与化工系
专业化学工程与工艺
班级化工本一
学生姓名梁懿之
学号1114100129
指导教师贾冬梅
职称副教授
二〇一三年十一月二十八日
课程设计任务书
一、课题名称
分离苯-氯苯混合液的筛板精馏塔工艺设计
二、课题条件
原料：苯、氯苯溶液
处理量：50000t/a
原料组成：苯含量30—45%（质量百分数）
原料液初温： 30℃
操作压力、回流比、单板压降：自选
进料状态：冷液体进料
分离要求：塔顶苯含量不低于96%，残液中苯含量不大于0.5%。
塔顶：全凝器
塔釜：饱和蒸汽间接加热
塔板形式：筛板
生产时间：年开工300天，每天三班8小时连续生产
冷却水温度：20℃
设备形式：筛板塔
厂址：大气压为760mmHg,自来水平均温度为20℃的滨州市
三、设计内容
1、设计方案的选定
2、精馏塔的物料衡算
3、塔板数的确定
4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）
5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算
6、塔板主要工艺尺寸的计算
7、塔板的流体力学验算
8、塔板负荷性能图（精馏段）
9、换热器设计
10、精馏塔接管尺寸计算
1、计任务书
(2)目录
(3)设计计算与说明
(4)设计结果撰写课程设计说明书一份
设计说明书的基本内容
(1)课程设汇总
(5)小结
(6)参考文献
14、有关物性数据可查相关手册
15、注意事项
(1)写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源
(2)每项设计结束后列出计算结果明细表
(3)设计最终需装订成册上交
四、进度计划
1.设计动员，下达设计任务书 0.5天
2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天
3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天
4.整理设计资料，撰写设计说明书2天
目录
前言 (6)
第一章塔板的工艺计算 (8)
1.1. 精馏塔的物料衡算 (8)
1．1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (8)
1.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量 (8)
1．1.3物料衡算 (8)
1.2. 理论板数的计算 (9)
1.2.1常压下苯——氯苯气液平衡组成与温度的关系 (9)
1.2.3 全塔效率ET (12)
1.2.4 实际板层数求解 (13)
1.3. 精馏塔苯-氯苯物性参数的计算 (14)
1.3.1 操作温度 (14)
1.3.2 平均摩尔质量 (14)
1.3.3液相平均表面张力计算 (14)
1.3.4 液相平均黏度计算 (15)
1.3.5 操作压力计算 (17)
1.3.6 液相平均密度计算 (17)
第二章塔体的主要工艺尺寸计算 (18)
2.1塔体主要尺寸计算 (18)
2.1.1 塔径的计算 (18)
2.1.2 溢流装置计算 (21)
2.1.2.1溢流堰长w l (21)
h (22)
2.1.2.2流堰高度w
2.1.2.3弓形降液管宽度和截面积 (23)
2.1.2.4 降液管底隙高度 (23)
2.1.3塔板布置 (24)
2.1.3.1 塔板的分块 (24)
2.1.3.2 边缘区宽度确定 (24)
2.1.3.3 开孔区面积计算 (24)
2.1.3.4 筛孔计算及其排列 (25)
2.2筛板的流体力学验算 (26)
2.2.1塔板压降 (26)
2.2.1.1 干板阻力计算 (26)
2.2.1.2 气体通过液层的阻力计算 (26)
2.2.1.3 液体表面张力的阻力计算 (28)
2.2.2 雾沫夹带的验算 (28)
2.2.3 漏液的验算 (29)
2.2.4 液泛的验算 (29)
2.3 塔板负荷性能曲线 (30)
2.3.1 漏液线 (30)
2.3.2 雾沫夹带线 (31)
2.3.3 液相负荷下限线 (32)
2.3.4 液相负荷上限线 (33)
2.3.5 液泛线 (33)
第三章塔附属设计 (35)
3.1 塔附件设计 (35)
3.1.1 进料管 (35)
3.1.2 回流管 (36)
3.1.3塔顶蒸气出料管 (36)
3.1.4 釜液排出管 (36)
3.1.5 法兰 (37)
3.2 筒体与封头 (37)
3.2.1 筒体 (37)
3.2.2 封头 (37)
3.2.3 裙座 (38)
3.2.4 人孔 (38)
3.3 塔总体高度设计 (38)
3.3.1 塔的顶部空间高度 (38)
3.3.2 塔的底部空间高度 (38)
3.3.3 塔体高度 (39)
3.4 附属设备设计 (39)
3.4.1 冷凝器的选择 (39)
3.4.2 再沸器的选择 (40)
3.4.3 预热器的选择 (41)
3.4.4 泵的选择 (42)
设计感想 (42)
参考文献 (43)
附录 (44)
前言
高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（高或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。
化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：
（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。
（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。
（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。
（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。
（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．
根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。
筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。
筛板塔的特点如下：
（1）结构简单、制造维修方便。
（2）生产能力大，比浮阀塔还高。
（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。
（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。
（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。
（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。设计方案简介
1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。
3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
4.加料方式和加料热状态：设计采用冷液进料，将原料通过预热器加热至规
定温度后后送入精馏塔内。
5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。
6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
第一章 塔板的工艺计算
1.1. 精馏塔的物料衡算
1．1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量 A M 78.11K g /m o l = 氯苯的摩尔质量 B M 112.56K g /m o l
= 原料处理量为： 110^8
13888.9/
30024
F K g h ?==?
1.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量
0.35112.56
0.4900.35112.560.6578.11
F X ÷=
=÷+÷
0.998112.56
0.9860.998112.560.02112.56
D X ÷=
=÷+÷ 0.00278.11
0.00290.00278.110.998112.56
W X ÷=
=÷+÷ 0.49078.11(10.490)112.5795.6795/F M Kg Kmol =?+-?=
0.98678.11(10.986)112.5678.59D M K g
K m o l
=?
+-?= 0.002978.
11(10.0029)112.56112.4W M K g
K m o l
=?+-?= 1．1.3物料衡算
总物料衡算
''
6944.444/D W Kg h +=
苯物料衡算'''
0.9860.00290.490D W F ?+?=?
联立解得 'D = 2826.179kg/h ，'W = 4118.289 kg/h ，'
F ＝6944.444kg/h
6944.44495.679572.58F K m o l h =÷= 2826.17978.592335.96D K m o l h =÷
=
4118.489112.460136.62W K m o l h
=÷= 回收率
式中：F —原料液流量，Kmol/h D —流出液流量，Kmol/h W —釜残液流量，Kmol/h
F X —原料液中易挥发组分的摩尔分数 D X —馏出液中易挥发组分的摩尔分数 W X —釜残液中易挥发组分的摩尔分数 1.2. 理论板数的计算
1.2.1常压下苯——氯苯气液平衡组成与温度的关系 表一：气液平衡数据 沸点温度 苯的组成 沸点温度 苯的组成 t ℃ 液相A X 气相A Y t ℃ 液相A X 气相A Y 80.02 1 1 120 0.129 0.378 90 0.69 0.916 130 0.0195 0.0723 100 0.447 0.785 131.8 0 0 110 0.267
0.61
苯—氯苯t-x-y 图如下：
1530456075
9010512013500.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.95
1x(y)
t
x y
利用表一中数据由内差可求得当0.490F X =，溶液的泡点温度F t
90100
100(0.4900.447)98.2
0.690.447F t -=+
?-=-℃
2.2.2 求q 值及q 线方程
表二：苯和氯苯的汽化热(求98.2℃)
内插法可得
129.3829.87
29.87(371.35371.6)29.80/375.2371.6r KJ mol
-=+
?-=-
137.10
38.26
38.26
(371.35369.0)37.98
/
382.0369.0
r K J m o l -=+?-=-
12(1)33.97/33970/m F F r r x r x KJ mol J mol =+-==
平均温度
98.230
64.12t +=
=℃
温度T/K 371.6 375.2 苯r1(KJ/mol) 29.87 29.38 温度T/K 369.0 382.0 氯苯r2(KJ/mol) 38.26
37.10
表三苯和氯苯的比热容(求64.5℃下) 温度T/K
330 340 苯1P C (J/(mol/K))
143.8
145.9
内插法：
1145.9143.8
143,8(337.65330)144.075/()
340330P C J mol K -=+
?-=?-
氯苯用 1.472[T /(140)]n
P C k T =+
已知：n=0.55, 2k =42.60
所以
1.470.5524
2.6[337.65/(337.65140)]158.549/()P C J mol K =?+=? 12(1=151.457/()P P F P F C C x C x J mol K =+-?） (372.1530
3.15)
1.308
m P m r C q r +-=
=
q 线方程为
11F
q x y x q q =
---
所以 4.247 1.591y x =-
由上图可看出q 线与平衡线的交点（0.573，0.859）
所以min 0.9860.859
0.440.8590.573D q q q x y R y x --=
==--
取
min
1.5 1.50.440.66
R R
==?=
0.05
0.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.95100.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.95
1
x
y
平衡线对角线x=Xd x=Xw q线
精馏段操作线提馏段操作线
故精馏段操作线方程
0.400.5911D
R x y x x R R =
+=+++
连接（0.0029,0.0029），（0.573,0.8560,得到提馏段操作线方程：y=7x －3.152； 所以作上图。 图解法求理论塔板数：
第5块板进料，总理论板层数为12块（不含再沸器），精馏段4块，提馏段8块 1.2.3 全塔效率ET
245
.0-)(49.0L T E αμ=
⑴黏度的计算
当T =379.235K 时， 表四苯：
温度/K
373.2 383.2 μ/mPa ?s
0.261
0.239
10.2390.261
(379.235373.2)0.2610.248383.2373.2
mPa s μ-=
?-+=?-
表五氯苯：
温度/K 373.2 383.2 μ/mPa ?s
0.370
0.345
20.345-0.370
0.370(379.235373.2)0.355383.2-373.2
mPa s μ=+
?-=?
12(1)0.2480.4900.355(10.490)0.303L F F x x mPa s μμμ=+-=?+?-=? ⑵α的计算
塔顶与塔底平均温度80.64131.53
106.08522
D w t t t ++===℃ 表六苯：
温度/K 370 380 P/MPa
0.1654
0.2164
0.2164-0.1654
0.1654(379.235370)0.2125380-370
A
mPa s P
*
=+
?-=?
表七氯苯：
温度/K 373.2 383.2 P/MPa
0.03902
0.05367
0.05367-0.03902
0.05367(379.235373.2)0.04786383.2-373.2
B
mPa s P *
=+
?-=? /0.2125/0.04786
A B P P α**
=== -0.245
0.245
0.49()0.49(4.440.303)
0.46
T L
E αμ-==
??= 1.2.4 实际板层数求解 ET=0.56
精馏段：N 1=4/0.46=9 提馏段：N 2=8/0.46=18 实际总板数：27块
实际加料板位置的确定：4/0.46110Nm =+=
1.3. 精馏塔苯-氯苯物性参数的计算 1.3.1 操作温度
利用表一数据内插法可求得D t 、W t
80.290
90(0.9860.69)80.6410.69
D t -=+?-=-℃
130131.8
131.8(0.00290)131.530.0195
W t -=+?-=℃
精馏段平均温度189.4352F D
t t t +==℃
提馏段平均温度2114.882F W
t t t +==℃
1.3.2 平均摩尔质量
精馏段（89.435℃）
液相组成：110.69
1(89.435780.2)0.707980.290x -=+?-=-
气相组成：110.916
1(89.43580.2)0.920880.290
y -=+?-=-
178.110.7079112.56(10.7079)88.17/L M Kg Kmol =?+?-= 178.110.9208112.56(10.9208)80.84/V M Kg Kmol =?+?-= 提馏段(114.88℃)
液相组成：20.1290.267
0.267(114.88110)0.1997120110x -=+?-=-
气相组成：20.3280.61
0.61(114.88110)0.4724120110
y -=+?-=-
278.110.1997112.56(10.1997)105.68/V M Kg Kmol =?+?-= 278.110.4724112.56(10.4724)96.29/V M Kg Kmol =?+?-=
1.3.3液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即 i i n
i Lm x σσ?∑==1
表八苯1σ和氯苯2σ液相表面张力
t/℃
85 110
115
精馏段液相平均表面张力
苯117.3-20.6
20.6(89.43585)20/110-85mN m σ=+?-=
氯苯222.7-25.7
25.7(89.43585)25.2/110-85
mN m σ=+?-=
1
1121(1)21.5/m x x mN m σσσ=+-=
提馏段液相平均表面张力 苯
116.817.3
17.3(114.88110)16.81/115110
mN m
σ-'=+
?-=- 氯苯
222.222.7
22.7(114.88110)23.18/115110
mN m
σ-'=+
?-=- 2
1222(1)21.9/m x x mN m σσσ''=+-=
1.3.4 液相平均黏度计算
液相平均粘度依下式计算：i i n
i Lm x μμ1=∑=
精馏段： 表九苯：
温度/K
353.2 363.2 μ/mPa ?s
0.316
0.286
10.2860.316
(362.585353.2)0.3160.288363.2353.2
mPa s μ-=
?-+=?-
表十氯苯：
温度/K
353.2 363.2 μ/mPa ?s
0.435
0.4
1σ/(m mN /)
20.6 17.3 16.8 2σ/(m mN /)
25.7
22.7
22.2
20.4-0.435
0.435(362.585353.2)0.402363.2-353.2
mPa s
μ=+
?-=?11121(1)0.2880.70790.402(10.7079)0.321x x mPa s μμμ=+-=?+?-=? 提馏段： 表十一苯：
温度/K
383.2 393.2 μ/mPa ?s
0.239
0.219
10.2190.239
(388.03383.2)0.2390.229393.2383.2
mPa s μ-=
?-+=?-
表十二氯苯：
温度/K
383.2 393.2 μ/mPa ?s
0.345
0.320
20.320-0.345
0.345(388.03383.2)0.334393.2-383.2
mPa s μ=+
?-=?
21222(1)0.2290.19970.334(10.1997)0.313x x mPa s μμμ=+-=?+?-=? 当T =379.235K 时， 表十三苯：
温度/K
373.2 383.2 μ/mPa ?s
0.261
0.239
10.2390.261
(379.235373.2)0.2610.248383.2373.2
mPa s μ-=
?-+=?-
表十四氯苯：
温度/K
373.2 383.2 μ/mPa ?s
0.370
0.345
20.345-0.370
0.370(379.235373.2)0.355383.2-373.2
mPa s μ=+
?-=?
12(1)0.2480.4900.355(10.490)0.303L F F x x mPa s μμμ=+-=?+?-=?
1.3.5 操作压力计算 取塔顶表压为KPa 0
塔顶操作压力101.325D P KPa =
每层塔板压降0.7P KPa ?= ，一般KPa 7.0~4.0 进料板压力 101.3250.79107.625F P KPa =+?=
塔底操作压力 101.3250.718120.225W P KPa =+?= 精馏段平均压力 1(101.325107.625)2104.475m P KPa =+÷= 提馏段平均压力 2(107.625120.225)2113.925m P KPa =+÷= 1.3.6 液相平均密度计算
精馏段平均密度计算（189.435t =℃） 表十六苯A ρ和氯苯B ρ液相密度
t/℃
80 90 110 110 )/(3m kg A ρ
817 805 782 770 )/(3m kg B ρ
1039
1028
1008
997
液相平均密度依下式计算：i i Lm
a ρρ/1
∑=
苯3A 805-817
817(89.43580)805.678/90-80
Kg m ρ=+
?-= 氯苯3B 1028-1039
1039(89.435-80)1028.622/90-80
Kg m ρ=+?=
B
A
L x x ρρρ1
1
11
1
-+
=
131
860.133/0.7079805.678(10.7079)1028.622
L kg m ρ=
=+-
由理想气体状态方程计算气相密度：
11
31104.47580.84
2.802/8.314(89.43527
3.15)
m V V P M Kg m RT ρ?=
==?+ 提馏段平均密度计算（2114.88t =℃）
液相平均密度：
苯3A 770-782
782(114.88-110)776.144/120-110Kg m ρ'=+?=
氯苯3B 997-1008
1008(114.88-110)1002.632/120-110
Kg m ρ'=+?=
B A L x x '
'
-+
=
ρ
ρ
ρ2
2
11
2
2
3
1
947.421/0.1997776.144
(1
0.1997)1002.632
L k g m ρ=
=+-
气相密度：2232113.92596.25
3.400/8.314(11
4.88273.15)
m V V P M Kg m RT ρ'?=
==?+
第二章塔体的主要工艺尺寸计算
2.1塔体主要尺寸计算 2.1.1 塔径的计算
精馏段气、液相体积流率计算
气相：(1) 1.6635.9659.6936/V R D kmol h =+=?= 11359.693688.22
0.478/36003600 2.802
V S V VM V m s ρ?=
==?
液相：0.6635.9623.7336/L RD kmol h ==?=
11323.733688.17
0.00068/36003600860.133
L S L LM L m s ρ?=
==?
提馏段气、液体积流率计算
气相：(1)59.6936(1 1.308)72.5837.3390/V V q F kmol h '=--=--?=
223s
37.339096.29
0.645/36003600 3.400
V V V M V m s ρ'?'===?
液相：23.7336 1.30872.58118.6682/L L qF kmol h '=+=+?=
223118.6682105.68
0.00368/36003600947.421
L s L L M L m s ρ'?'===?
塔径计算 表十七：
板间距参考数值：
化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm 。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm 。 精馏段：
取板间距0.35T H m
=，取板上液层高度0.06L h m =，则
0.350.06
T L H h -=-=横
坐
标
数
值
：
1111
220.00068860.133()()()0.0250.478 2.802
S L S V L V ρρ=?= 查下图可知200.055/C m s =，0.20.2
2021.5(
)0.055(
)0.088/20
20
M
C C m s σ==?=
塔径m D / 0.3～0.5
0.5～0.8 0.8～1.6
1.6～
2.4 2.4～4.0
板间距mm H T / 200～300
250～350
350～600
350～600 400～600