筛板精馏塔课程设计

化工原理课程设计说明书

筛板式精馏塔设计

系别：化学工程系班级：水净化1001 学号：0903100108 姓名：张泽于

指导老师；黄秋颖

目录

第一部分概述 (5)

一、设计目标 (5)

二、设计任务 (5)

三、设计条件 (5)

四、设计内容 (5)

五、工艺流程图 (6)

第二部分工艺设计计算 (8)

一、设计方案的确定 (8)

二、精馏塔的物料衡算 (8)

1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (8)

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (8)

3.物料衡算原料处理量 (9)

三、塔板数的确定 (9)

1.理论板层数T N的求取 (9)

2.全塔效率T E (11)

3.实际板层数的求取 (11)

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)

1.操作压强计算 (12)

2.操作温度计算 (12)

3.平均摩尔质量计算 (12)

5.液相平均表面张力计算 (14)

6.液相平均粘度计算 (14)

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)

1.塔径的计算 (15)

2.精馏塔的有效高度的计算 (16)

六、塔板主要工艺尺寸的计算 (17)

1.溢流装置计算 (17)

2.塔板布置 (18)

3.筛孔数n与开孔率 (19)

七、筛板的流体力学验算 (20)

1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h (20)

2.雾沫夹带量V e的验算 (21)

3.漏液的验算 (21)

4.液泛验算 (21)

八、塔板负荷性能图 (22)

1.漏液线 (22)

2.雾沫夹带线 (23)

3.液相负荷下限线 (24)

4.液相负荷上限线 (24)

5.液泛线 (25)

6. 操作线 (26)

十、操作方案的说明： (29)

附表 (30)

总结 (32)

参考文献 (32)

第一部分概述

一、设计目标

分离苯—甲苯混合液的筛板式精馏塔设计

二、设计任务

试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为9000kg/h，组成为0.49（苯的摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.93，塔底釜液的组成为

0.02。

三、设计条件

四、设

计内

容

编制一份设计说明书，主要内容包括：

1、前言

2、流程的确定和说明

3、生产条件的确定和说明

4、精馏塔的设计计算：

（1）工艺条件及有关物性数据的计算

（2）精馏塔塔体工艺尺寸的计算

（3）塔板主要工艺尺寸的计算

（4）塔板的流体力学验算

（5）塔板负荷性能图（精馏段）（选作）

5、设计结果列表

6、设计结果的讨论和说明

7、主要参考资料

8、结束语

五、工艺流程图

精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置

必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。

塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设

备，操作费用操作控制及安全因素。

连续精馏操作流程图

第二部分 工艺设计计算

一、设计方案的确定

本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，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。

二、精馏塔的物料衡算

1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 A M =78.11kg/mol

甲苯的摩尔质量 B M =92.13kg/mol

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数

F M =0.49?78.11+ (1-0.49)?92.14=85.26kg/mol

D M =0.93?78.11+ (1-0.93)?92.14=79.09kg/mol W M =0.02?78.11+ (1-0.02)?92.14=91.85kg/mol 45.013

.92)49.01(11.7849.011

.7849.0)1(=?-+??=-+=

B F A F A F F M x M x M x W

92

.013

.92)93.01(11.7893.011

.7893.0)1(=?-+??=--=

B D A D A D D M x M x M x W

02

.013

.92)02.01(11.7802.011

.7802.0)1(=?-+??=-+=

B W A W A W W M x M x M x W

3.物料衡算原料处理量

总物料衡算D＇+W＇＝9000

苯物料衡算0.92Ｄ＇+ 0.02Ｗ＇＝0.45 9000

联立解得D＇= 4300 kｇ/h，W＇= 4700 kｇ/h，Ｆ＇＝9000kg/h

F=9000/85.26= 105.56 kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/h,W=4700/91.85= 51.17kmol/h

三、塔板数的确定

1.理论板层数T N的求取

苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。

①由附表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图及t-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。在图中对角线上，自点e （0.49, 0.49）做垂线，ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点F 坐标为： q y =0.70 q x =0.49 故最小回流比为：min R =

q

q q D x y y x --=

49

.0-70.070

.093.0-=1.095

取操作回流比为： 19.2095.122min =?==R R

④求操作线方程

精馏段操作线方程： 3.0676.009

.3093.09.309.211+=+=+++=x x R x x R R y D ⑤图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，由图可知求解结果为：

总理论板层数10)111(=-=T N 层，精馏段4层，提馏段6层。进料板是第五块板

2.全塔效率T E

=T E 0.17-0.616lg m μ，5.862

5

.915.812

=+=

+=

进

顶T T T 度

根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为86.5度，该温度下进料液相平均黏度为

)(269.02985.051.02935.049.0)49.01(49.0s mPa m ?=?+?=-+=甲苯苯μμμ

故 50.0495.0296.0lg 616.017.0≈=-=T E

3.实际板层数的求取

精馏段实际板层数：（层）精8.5

04

==

N

提馏段实际板层数：（层）

提125

.06

==

N 四、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。

1.操作压强计算

塔顶操作压强 3.10543.101=+=D p kPa 每层塔板压降 7.0=?p kPa

进料板压强 9.11087.03.105=?+=F p kPa 提馏段平均压强 1.1082/)9.1103.105(=+=m p 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出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽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 =81.5 ℃ 进料板温度T F =91.5℃ 平均温度 5.862

5

.915.81=+=

T ℃ 3.平均摩尔质量计算

⑴塔顶摩尔质量计算：由93.01==y x D 查表得：X 1=O.83 kmol kg M M D VDm /09.79==

koml kg M LDm /49.8013.92)83.01(11.7883.0=?-+?= ⑵进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板，得70.0=F y 查平衡曲线，得49.0=F x kmol kg M VFm /316.8213.92)7.01(11.787.0=?-+?=

kmol kg M LFm /26.8513.92)49.01(11.7849.0=?-+?= ⑶精馏段平均摩尔质量 kmol kg M Vm /7.802

316

.8209.79=+=

kmol kg M Vm

/88.822

26.8549.80=+=

4.平均密度计算

⑴气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

92.2)

1.2735.86(314.87

.801.108=+??=

=

RT

PM m mV 精ρ3m /kg

⑵液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算：

i i Lm

a ρρ/1

∑=

①塔顶液相平均密度计算：

由T D =81.5℃，查附表得℃5.813=lA ρ ℃5.808=lB ρ

3/1.8135

.80808.05.81392.01

m kg LmD =+=

ρ

②进料板液相平均密度计算

由T F =91.5℃，查附表得 ℃805=A ρ ℃802=B ρ 进料板液相的质量分数计算 45.013.92)49.01(11.7849.011

.7849.0=?-+??=

A a

3/35.803802

55.080545.01

m kg F Lm =+=

ρ

③精馏段液相平均密度为 3/23.8082

35

.8031.813m kg Lm =+=

ρ

5.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

⑴塔顶液相平均表面张力计算

由T D =81.5 ℃，查附表得 m mN A /24.21=σ m mN B /42.21=σ m mN m /25.2142.21)93.01(24.2193.0=?-+?=顶σ ⑵进料板液相平均表面张力计算

由T F =91.5℃，查附表得 m mN A /9.18=σ m mN B /4.20=σ m mN m /67.194.20)49.01(9.1849.0=?-+?=进σ 精馏段液相平均表面张力为： m mN m /46.202

67

.1925.21=+=

σ

6.液相平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算：

i i n

i Lm x μμ1=∑=

⑴塔顶液相平均粘度计算

由T D =81.5 ℃，查附表得 s mPa A ?=303.0μ s mPa B ?=305.0μ s mPa L ?=?-+?=303.0305.0)93.01(303.093.0顶μ ⑵进料板液相平均粘度计算

由T F =91.5℃，查附表得 s mPa A ?=274.0μ s mPa B ?=28.0μ

s mPa L ?=?-+?=277.028.0)49.01(274.049.0进μ 精馏段液相平均粘度为 s mPa L ?=+=

29.02

277

.0303.0μ

③求精馏塔的气、液相负荷

h kmol D R V /5.17339.5419.3)1(=?=+= s m VM V Vm Vm S /33.192

.236007

.805.17336003=??==

ρ

h kmol RD L /68.11339.5409.2=?==

s m LM L Lm Lm S /0032.023

.808360088

.8268.11336003=??==

ρ

s m L L S h /68.1136002

==

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

取板间距m H T 30.0=，取板上液层高度m h L 06.0=， 则 m 24.006.03.0=-=-L L h H

041.0)92

.223

.808)(29.10032.0())((21

21==V L S S V L ρρ

查smith 图得20C =0.072,依式校正到物系表面张力为20.46mN/m 时的C 072.0)20

46.20(

072.0)20

(2

.02.020===σ

C C

2.192

.292

.223.808072.0max =-=-=V V L C

u ρρρ 取安全系数为0.70，则空塔气速为：s m u u /84.02.170.070.0max =?== m u V D S 4.184

.029

.144=??==

ππ 按标准塔径圆整后为 m D 4.1=

2.精馏塔的有效高度的计算

精馏段有效高度为 m H N Z T 8.24.0)18()1(=?-=-=精精

提馏段有效高度为 m H N Z T 4.44.0)112(1=?-=-=

）（馏馏 在进料板上方开一人孔，其高度为0.64m ，故精馏塔的有效高度为 m Z Z Z 84.764.04.48.264.0=++=++=馏精

六、塔板主要工艺尺寸的计算

1.溢流装置计算

筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：

⑴溢流堰长w l

取堰长w l 为0.66D 即

m l w 924.04.166.0=?= ⑵溢流堰高度w h 计算如下：

ow L w h h h -=，

由

66.04.1924.0==D l w ， m l L w

h 23.14924.068.115.25.2==査下图知E=1.03 依式 3

2

)(100084.2w

h ow

l L E h = 得 m l L E h w h ow

01.0)924

.068.11(03.1100084.2)(100084.232

32

=??== 取板上清液层高度l 60,h mm =故 m h w 05.001.006.0=-=

⑶弓形降液管宽度d W 和降液管面积f A

由

66.0=D l w ，査下图得124.0=D W

d ，0722.0=T

f A A 故 m D W d 3472.04.1124.0124.0=?==

5386.14.14

14.3422=?=∏=

D A T 21111.00722.0m A A T f ==

验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 40.100032

.030

.01111.0=?=

=

S

T f L H A τ(>5s,符合要求)

故降液管设计合理。

⑷降液管底隙高度0h 取液体通过降液管底隙的流速s m u /08.00= 计算降液管底隙高度0h 即：

m u l L h W S 0433.008

.0942.00032

.000=?=?=

2.塔板布置

取边缘区宽度m W C 035.0=，安定区宽度m W S 065.0= ⑶开孔区面积计算

开孔区面积a A 计算，得

?????

?

+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π ??????

?+-=-665.0288.0sin 665.0180288.0665.0288.021222π 238.0m =

m W W D

x S d 288.0)065.03472.0(7.0)(2=+-=+-=

m W D

R C 665.0035.07.02=-=-=

3.筛孔数n 与开孔率?

本例所处理的物系无腐蚀性，取筛孔孔径mm d 50=，正三角形排列，可

选用mm 3=δ碳钢板，取0.40=d t ，故 孔中心距mm t 0.200.50.4=?= 依式计算塔板上开孔区的开孔率?，即 %67.5%1000

.3907.0%100)(907.0%1002200=?=?=?=

d t A A ? 每层塔板上的开孔面积0A 为

20384.038.0101.0m A A a =?==? 气体通过筛孔的气速为 s m A V u S /36.3384

.029

.100===