筛板精馏塔设计示例
化工原理筛板精馏塔课程设计案例
吉林化工学院化工原理课程设计题目 ____________ 筛板精馏塔分离苯一甲苯工艺设计教学院化工与材料工程学院专业班级材化0801 ____________ 学生姓名______________________学生学号08150108____________指导教师张福胜___________________ 2010年6月14日5.1塔顶冷凝器设计计算 (23)5.2泵的选型 (24)5.4塔总体高度的设计 (25)目录摘要 ....................................................... 一绪论 ....................................................... 二第一章流程及流程说明 (1)第二章 精馏塔工艺的设计 (2)2.1产品浓度的计算 (2)2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (2)2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2 2.2最小回流比的确定 (3)2.3物料衡算 32.4精馏段和提馏段操作线方程 (3)2.4.1求精馏塔的气液相负荷2.4.2求操作线方程 32.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置3 2.6实际板数的计算 32.7实际塔板数及实际加料位置第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 ..............3.1物性数据计算 (5)3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 (9)3.3筛板流体力学验算 (13)3.4塔板负荷性能图 (16)第四章热量衡算 ........................4.1塔顶气体上升的焓。
(21)4.2回流液的焓 ° . 214.3塔顶馏出液的焓^厲 (21)4.4冷凝器消耗焓Q (21)4.5进料的焓 Q (21)4.6塔底残液的焓 (21)4.7再沸器的焓Q (22)21 第五章塔的附属设备的计算 ....................23结论 (27)致谢 (28)参考文献 (29)主要符号说明30摘要在此筛板精馏塔分离苯-甲苯的设计中，给定的条件为：进料量为F=85kmol/h塔顶组成为：X D 0.98进料馏出液组成为：X F 0.5塔釜组成：X W =0.03加料热状态:q=1塔顶操作压强：P 101.3kPa（表压）首先根据精馏塔的物料衡算，求得D和W通过图解法确定最小回流比；再根据操作线方程，运用图解法求得精馏塔理论板数，确定温度奥康奈尔公式求的板效率，继而求得实际板数，确定加料位置。
化工原理课程设计-板式精馏塔设计资料教程
umax C
L V V
umax — 最 大 空 塔 气 速 ， m / s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， kg m 3
负荷系数
C
C
20
20
0 .2
( C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 )
（ 3） 加 料 板 位 置 的 确 定
求 出 精 馏 段 操 作 线 和 提 馏 段 操 作 线 的 交 点 x q 、 y q ， 并 以x q 为 分
界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq 且 xn1 xq 时 ， 就 以 第 n 块 板 为 进 料 板 。
（ 4） 实 际 板 数 的 确 定
对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。
故在求得降液管的截面积之后，应按下式验算液体在降液管内的
停留时间，即
A f H T LS
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
(1).堰 长 lW : 依 据 溢 流 型 式 及 液 体 负 荷 决 定 堰 长 , 单 溢 流 型 塔 板 堰
长 lW 一 般 取 为 ( 0 . 6 ～ 0 . 8 ) D ； 双 溢 流 型 塔 板 ， 两 侧 堰 长 取 为 ( 0 . 5 ～
化工化工原理课程设计--乙醇-丙醇筛板精馏塔设计
吉林化工学院课程设计设计题目：乙醇-丙醇筛板精馏塔设计教学院专业班级学生姓名学生学号指导教师课程设计任务书1、设计题目：乙醇—丙醇二元筛板精馏塔设计2、设计基本条件：（1）操作平均压力：常压；（2）进料温度：t F=0.25（泡点）；（3）塔顶产品含量：x D=0.98 (质量分率)；（4）塔釜液含量0.035（质量分数）（5）加料热状况q=0.99(6) 回流比R=(1.1~2.0)（7）塔顶采用全冷凝、泡点回流；kp；（8）单板压降 0.7a3、设计任务：（1）完成精馏塔工艺设计计算、设备设计计算（物料衡算、能量衡算和设备计算）；（2）精馏塔附属设备的简单计算和选用（3）撰写设计说明书（word文档上机打印）；（4）绘制乙醇—丙醇精馏工艺流程图目录摘要 ............................................................................................................. 5 绪论 ............................................................................................................. 6 第一章 精馏塔的工艺条件及有关物性计算 .......................................... 7 1.1：设计条件的确定： ........................................................................... 7 1.2：精馏塔全塔物料衡算 ....................................................................... 7 1.2.1：温度的确定： ................................................................................ 7 1.2.2：饱和蒸汽压p 的计算 .................................................................... 8 1.2.3:物料相对挥发度的计算： ............................................................... 8 1.2.4密度的计算 ....................................................................................... 9 1.2.5: 塔顶液相平均表面张力的计算 ................................................... 11 1.2.6: 粘度的计算 ................................................................................... 12 1.3.1：理论板数的确定 .......................................................................... 13 1.3.2:实际塔板数的确定 ......................................................................... 14 1.4.:气液负荷计算： ............................................................................... 15 1.4.1精馏段的气液体积流率： ............................................................. 15 1.4.2提馏段的气液体积流率 ................................................................. 15 第二章 热量衡算 ................................................................................ 16 2.1.比热容及汽化热的计算 .................................................................... 16 2.1.1塔顶温度D t 下的比热容 .................................................................. 16 2.1.2进料温度F t 下的比热容 .................................................................. 16 2.1.3塔底温度W t 下的比热容 ................................................................. 17 2.1.4塔顶温度D t 下的气化潜热 .............................................................. 17 2.2.热量衡算：......................................................................................... 17 2.2.1．0℃时塔顶上升的热量V Q ........................................................... 17 2.2.2回流液的热量R Q （此点为泡点回流） ......................................... 18 2.2.3塔顶馏出液的热量 ......................................................................... 18 2.2.4进料的热量F Q ................................................................................. 18 2.2.5塔底残液的热量W Q ......................................................................... 18 2.2.6冷凝器消耗的热量C Q ..................................................................... 18 2.2.7再沸器提供的热量 ......................................................................... 18 第三章 塔板设计计算 ...................................................................... 19 3.1塔体工艺尺寸的计算 ........................................................................ 19 3.1.1精馏塔塔径的计算 ......................................................................... 19 3.1.2精馏塔有效塔高的计算 ................................................................. 21 3.2塔板工艺尺寸的计算 ........................................................................ 21 3.2.1溢流装置的设计 ............................................................................. 21 第四章 筛板塔的流体力学验证 ...................................................... 24 4.1：塔板压降.......................................................................................... 24 4.2，雾沫夹带量的验算 ......................................................................... 25 4.3.泛液的验算......................................................................................... 25 第五章 塔板负荷性能图 .................................................................... 27 5.1：液沫夹带线 ..................................................................................... 27 5.2,，液泛线............................................................................................. 28 5.3.液相负荷上限线 .. (31)5.4.漏液线（气相负荷下限线） (31)5.5.液相负荷下限线 (33)第六章附属设备设计 (35)6.1：塔封头 (35)6.2.塔顶空间 (35)6.3.塔顶空间 (35)6.4.人孔 (35)6.5.进料板处板间距 (36)6.6.裙座 (36)6.7.塔体总高度 (36)6.8主要接管尺寸的选取 (36)第七章结果汇总表 (39)主要符号说明 (41)主要符号说明表 (41)结束语 (43)化工原理课程设计教师评分表 (45)摘要在这次任务中，设计的是筛板精馏塔和预热器。
筛板塔设计(2013)
绘制工艺流程图的比例一般采用1：100或1：200.但实
际上，图形可不必严格按比例画。
4、常用的图形符号和标注 1）常用设备的图形符号及其标注 2）管件与阀门的图形符号
3）常见仪表参量代号及仪表图形符号
4）流程中的物料代号 5）管道流程线表示及标注（p12表2-4下一段）
（3）工艺设计计算
选择适宜的数学模型和计算方法，按任务书规定要求
、给定条件以及现有资料进行工艺设计计算，即进行 物料衡算、热量衡算等。以获得物流量、能流量、各 物流的组成、状态等信息。同时获得设备的结构工艺 尺寸。此部分含内容较多，设计者应根据设计计算篇 幅，适当划分为若干小节，使之条理清楚。
2. 精馏塔设备设计(机械设计)
(1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 • *接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
*全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。
化工原理课程设计
——筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法
2014-1-1
第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计 二. 原始数据
年处理量：25000
料液初温：35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率）
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。
大致估计一下加料管路上的管件和阀门。
(2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型
塔板式精馏塔设计(图文表)
塔板式精馏塔设计(图文表)（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·slgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·slgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·slgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/s L S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s 查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (vlρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20L σ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/sD=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m 塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡ 实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s 2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m 6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
乙醇-水筛板精馏塔设计
目录摘要............................................................................................................................................................... i i 第一章绪论 (1)1.1课题背景 (1)1.2 操作流程 (1)1.3课题条件 (2)第二章精馏塔的物料衡算 (3)2.1原料液及塔顶塔釜产品的摩尔分率 (3)2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3)2.3物料衡算 (4)第三章塔板数的确定 (4)N的求取 (4)3.1理论板层数T3.2实际板层数的求取 (6)第四章精馏塔的工艺条件计算 (8)4.1操作压力及温度计算 (8)4.2平均摩尔质量及密度计算 (8)4.3液体平均表面张力及粘度计算 (10)第五章精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)5.1塔径的计算 (12)5.2精馏塔有效高度的计算 (14)第六章塔板主要工艺尺寸的计算 (15)6.1溢流装置计算 (15)6.2塔板布置 (17)第七章筛板的流体力学验算 (18)7.1塔板压降 (18)7.2液面落差 (20)7.3液沫夹带 (20)7.4漏液 (21)7.5液泛 (22)第八章塔板负荷性能图 (23)8.1漏液线 (23)8.2液沫夹带线 (24)8.3液相负荷下限线 (25)8.4液相负荷上限线 (26)8.5液泛线 (26)第九章精馏塔各接管尺寸的计算 (29)9.1接管 (29)9.2塔体总高度 (30)第十章辅助设备 (32)10.1全凝器 (32)10.2再沸器 (33)10.3原料预热器 (33)计算结果一览表 (34)主要符号说明 (35)参考文献 (37)摘要乙醇-水是工业上最常用的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。
化工专业课程设计范例之板式精馏塔设计
前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏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，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。
在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。
节省能源，综合利用余热。
经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。
另一方面影响到所需传热面积的大小。
即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
【精馏塔设计任务书】一设计题目精馏塔及其主要附属设备设计二工艺条件生产能力：10吨每小时（料液）年工作日：自定原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58℃进料状况：自定加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三设计内容1 确定精馏装置流程;2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。
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（强烈推荐）筛板式精馏塔设计_化工原理毕业论文中州大学化工原理课程设计设计题目：筛板式精馏塔设计学院：化工食品学院班级： 11级精化普招1班姓名：赵地指导老师：孙浩然2013年6月15日目录概述（前言）一、工艺计算二、塔高及塔径计算三、溢流装置设计四、塔板布置五、塔板校核六、塔板负荷性能图七、塔结构图八、计算结果列表参考文献后记（小结）设计任务书体系：苯-甲苯学号：31-35年处理量：12万吨开工天数：300天塔顶组成质量比：0.98塔底组成质量比：0.05进料组成质量比：0.50进料状况：泡点进料操作压力：常压概述一、筛板精馏塔的结构特点：筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。
塔内气体在压差作用下由下而上，液体在自身重力作用下由上而下总体呈逆流流动。
筛板精馏塔的结构特点有：1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右。
2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%。
3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但低于浮阀塔。
4.气体压力较小，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
二、操作要点：操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。
气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触.三、应用中的优缺点：优点:气液接触部件是引导气流进入液层，并保证气液充分，均匀而良好的接触，形成大量的又是不断更新的气液传质界面，而且要使气液间最后能够较易分离。
通过筛孔的局部阻力和板上液层的重力使气体由下而上保持一定的压差以克服板间流动阻力。
缺点:1.小孔筛板以堵塞，不适宜处理脏的、黏性大的和带固体粒子的料液。
2.操作弹性较小（约2~3）。
四、精馏装置流程图1-原料液贮槽；2-加料泵；3-原料预热器；4-精馏塔；5-冷凝器；6-冷凝液贮槽；7-冷却器；8-观测罩；9-馏出液贮槽；10-残液贮槽；11-再沸器操作流程如下：如图所示，用泵2将原料液从贮槽1送至原料预热器3中，加热至一定温度后进入精馏塔4的中部。
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3.5筛板精馏塔设计示例3.5.1 化工原理课程设计任务书设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。
已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41(苯的质量分率)，要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下：表3-18操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa(塔顶常压)自选自选w0.7kPa ET=52%天津地区试根据上述工艺条件作岀筛板塔的设计计算。
3.5.2 设计计算1设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
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，塔底产品经冷却后送至储罐。
2精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量—~'：'■- 甲苯的摩尔质量匚丁0.41/78. H0.41/78J1 +0.59/92.13(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量二0.450X7E.11 + (l-0 450)x9213 =託尾如畑H^=0.966x78 1U(1-0.9 13 few?^ = 0.012x73.11 + (1-0.012)x92.13 = 91.9^/^?(3 )物料衡算F = = 46.6 A原料处理量二二一0.450总物料衡算46.61 = D+ W苯物料衡算46.6 1X0.45 = 0.966D + 0.012 W联立解得D = 21.40 kmol / hW=25.21kmol/h3塔板数的确定（1）理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y图，见图3-22。
②求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45 ）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为y q = 0.667 xq = 0.450故最小回流比为・ 2 1■'取操作回流比为77■■ ■―■:--'③求精馏塔的气、液相负荷L = R^D= 2.76x 21.40 =7+1）D =（2 76 +l）x 21 40 = 80.46^；^Z r= L + ^ = 59.06+46,^1 =图3-22图解法求理论板层数④ 求操作线方程⑤ 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。
求解结果为总理论板层数N T = 12. 5 (包括再沸器) 进料板位置N F = 6 (2)实际板层数的求取叽=提馏段实际板层数、 6.5/0.52=12.5 #134精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。
ROII精馏段实际板层数5/0.52 =9.6#10,精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为L + qF-W '(1)操作压力计算塔顶操作压力P D= 101.3 + 4= 105.3 kPa每层塔板压降Ap = 0.7 kPa进料板压力P F = 105.3 + 0.7X10= 112.3kPa精馏段平均压力P m =( 105.3 + 112.3 )/ 2 = 108.8 kPa(2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算岀泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：塔顶温度t D=82.「C进料板温度t F = 99.5 C精馏段平均温度t m=( 82.1 + 99.5 ) /2 = 90.8 C(3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y仁0.966,查平衡曲线(见图3-22 )，得x1=0.916= 0.S66x 78.11 + (1 - 0.966) x92 13 = 7S= 0.916x7811+(1-0 916)x92 13 = 79 29^/^0/进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图3-22，得y F = 0.604查平衡曲线(见图3-22 )，得x F = 0.388M应=0.604x78.11 + (1-0.^04) x 92 13 =M如=0.388x7S.1U(1-O.38S)x 92 13 =精馏段平均摩尔质量= (78.59 + 2 = 8L心■ (73.29+86.69)/2 ■ 82・9%g/Jtw刃(4)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，即尺M伽10S 8x81 13 “卫『3RT K8 31^1 x(90 S + 273 15) 6p A- 812.7/cg/ra3p s-807,Pkg/m3②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由t D=82.1 C，查手册得塔顶液相平均表面张力的计算由 tD =82.1 C ，查手册得bA=21.24 m N/m (T B=21.42 m N/mb LDm=0.966K 21.24+(1 - 0.966) X 21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由 t F = 99.5 C,查手册得b A=18.90 m N/m (r B=20.0 m N/mbLFm=0.388X 18.90+(1 -0.388) X 20.0=19.57 mN/m精馏段液相平均表面张力为b Lm= (21.25+19.57 ) /2=20.41 mN/m(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg 卩 Lm=s xi lg 卩 i塔顶液相平均粘度的计算 由tD =82.1 C ，查手册得yA=0.302 mPa - s 卩 B=0.306 mPa-slg 卩 LDm=0.966K lg(0.302)+ (1 - 0.966) X lg(0.306)解出 yLDm=0.302 mPa s 进料板液相平均粘度的计算 由tF =99.5 C,查手册得yA=0.256 mPa - s 卩 B=0.265 mPa-s lg 卩 LFm=0.388X|g(0.256)+ (1-0.388) X lg(0.265)解出 yLFm=0.261 mPa-s 精馏段液相平均粘度为卩 Lm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPa -s5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为啲甩 _83.^«81.13进料板液相平均密度的计算 由tF =99.5 'C,查手册得Pap £ =790.8Jtg/ w 3进料板液相的质量分率0388x78.110332x 73.11 + (1- 0.388)x32.130.3501/- 0L35/, 0.65/精馏段液相平均密度为p Lm= (812.5+791.6 ) /2=802.1 kg/m (5) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即0.621^u-念益等I式中C 由式3-5计算，其中的C 20由图3-2查取，图的横坐标为F <0.017x36CO> 0.62 lx 3 W取板间距H T=0.40m,板上液层高度hL = 0.06m ,则HT -h L = 0.4-0.06 = 0.34 m查图 3-2 得 C 20=0.072取安全系数为0.7，则空塔气速为u = 0.7 X umax=0.7 X 1.196 =0.837 m/s匹一 PE^L-0?72D= i .'<■■ ■ :：'' m按标准塔径圆整后为 D = 1.0m 塔截面积为A T=0.785 D 2=0.785 X 1.02=0.785m 2 u =VS/AT=0.621/0.785=0.791m/s(2) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=(N 精-1) H T=(10- 1) X 0.4=3.6 m提馏段有效高度为Z 提=(N 提-1) HT=(15- 1) X 0.4=5.6 m在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m故精馏塔的有效高度为Z = Z 精 + Z 提 +0.8=3.6+5.6+0.8=10m6塔板主要工艺尺寸的计算 (1)溢流装置计算因塔径D = 1.0m ，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= 0(56D= O.doxl.0= O.u (5m取■*②溢流堰高度hw由"■ - _ 选用平直堰，堰上液层高度 hOW 由式3-7计算，即-0.07220.41 20OJ= 0.0723= 0 0723何 21-292彳 ~2321财(m/s)由 u max = C-C=0.072 -近似取E= 1,则L'2關’r0.0017M3600Y^__ X1_ 片 _____1Q00 I O.d& J0013m取板上清液层高度hL = 60 mm故祜” _ 打」' I. ■■ M③弓形降液管宽度Wd和截面积A由」" "，查图3-10，得1124M A f-0.0722x 0755 -0.05e7ffl s- 0424x1,00.124m 依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即站00占色_ ^010x0.05(57x0.45>5s0.0017x3600故降液管设计合理。
④降液管底隙高度hO取降液管底隙的流速汇乙，则3600?地0.0017x3630 3dOOxO.(5dxaO E—h(. —0 047 —0.032 = 0 015/«n nnc1 1>0.006m故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度■丄=50mm(2)塔板布置①塔板的分块因D>800mm故塔板采用分块式。
查表3-7得，塔极分为3块。
②边缘区宽度确定w'取vs= - =0.065 m , vc=0.035 m③开孔区面积计算开孔区面积A a按式3-16计算，即此=2卜存二7十命八師彳%：其中x = D/2 - ( W + W )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 mr = D /2 - W =0.5-0.035=0.465 mS = 3 mm碳钢板，取筛孔直径dO = 5 mnr 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d0=3 x 5 = 15mm筛孔数目n为1.15541 1 1^^0.532n = ---- —=------------- -——2731屮O.OLJ1开孔率为①=A O /A a = 0.907 /( "d 0)2 = 10.1%气体通过筛孔的气速为筛孔气速U 0 = V s / A0 =0.621/(0.101 x 0.532)=11.56m/s7筛板的流体力学验算(1)塔板压降①干板阻力he计算干板阻力he由式3-26计算，即由d0/S = 5/3= 1.67，查图3-14 得，C0 = 0.772故②气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hL由式3-31计算，即人■帆齐0.^21 「u* = -- ---------- — ---------------------- =0 is* A T~A^0 785 -0 0567現■0 853需豆’-I 4dk扌皿蚣•卅巧查图3-15，得3=0.61 o故' + ：.j - ；，「「，；+…Li +③液体表面张力的阻力h b计算液体表面张力所产生的阻力h b由式3-34计算，即匚甜鬆Eg气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即h f= \ + 兀=0.0416 +0.0366+0.0021 =O.OSOm 液柱气体通过每层塔板的压降为(2)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响A t= 20 311 故I④筛孔计算及其排列APp 0.0Sx802」x9.8162P耳<0.7 kPa ( 设计允许值)本例所处理的物系无腐蚀性，可选用11.56(3) 液沫夹带液沫夹带量由式3-36计算，即即=込丄匚J 严=站处；(严幻 严=讪41kg 液/kg 气<0.1 kg 液/kg 气故在本设计中液沫夹带量 ev 在允许范围内。