瓯江学院 学院 应用化学 专业

化工原理 课程设计

题目 板式精馏塔的设计

说明书

图 纸

指导教师 张伟禄

学生姓名 杨薇

2007 年 6 月 1日

精馏塔设计任务书

专业： 应用化学 班级： 04瓯应化 姓名： 杨薇 学号： 0

指导教师： 张伟禄 设计日期： 2007.6.1.

一、设计题目： 分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计

二、设计任务及操作条件

1、设计任务

生产能力（进料量 44万 吨／年

操作周期 300×24 = 7200 小时／年

进料组成 50% （质量分率，下同）

塔顶产品组成 >99%

塔底产品组成 <2%

2、操作条件

操作压力 常压 （表压）

进料热状态 泡点进料

冷却水： 20℃

加热蒸汽： 0.2MPa

塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏。

3、设备型式 筛板式

4、厂址

三、设计内容

1、概述

2、设计方案的选择及流程说明

3、塔板数的计算（板式塔）或填料层高度计算（填料塔）

4、主要设备工艺尺寸设计

板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定

（2）塔板的流体力学校核

（3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降

填料塔：填料塔流体力学计算

（1） 压力降计算

（2） 喷淋密度计算

6、设计结果汇总

7、工艺流程图及精馏塔装配图

8、设计评述

四、图纸要求

1、工艺流程图（在说明书上画草图）

2、精馏塔装配图

五、参考资料

1.石油化学工业规划设计院.塔的工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1997

2.化工设备技术全书编辑委员会.化工设备全书—塔设备设计.上海：上海科学技

术出版社，1988

3.时钧，汪家鼎等.化学工程手册，.北京：化学工业出版社，1986

4.上海医药设计院.化工工艺设计手册(上、下).北京：化学工业出版社，1986

5.陈敏恒，丛德兹等.化工原理(上、下册)(第二版).北京：化学工业出版社，2000

6.大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版

社，1994

7.柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，1995

温州大学

化学与材料科学学院 应用化学研究所

2006．5．21

设计任务书

一、设计题目

3000吨连续筛板精馏塔设计

二、设计任务及操作条件

1、 设计任务：

生产能力（塔顶产品） 3000 吨／年

操作周期 300 天／年

进料组成 35% （质量分数，下同）

塔顶产品组成 ≥92%

塔底产品组成 ≤1%

2、 操作条件

操作压力 常压 （塔顶）

进料热状态 泡点

单板压降： ≯0.7 kPa

3、设备型式 筛板

4、 厂 址 郑 州 地 区

三、设计内容：

(1) 精馏塔的物料衡算；

(2) 塔板数的确定：

(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；

(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；

(6) 塔板的流体力学验算：

(7) 塔板负荷性能图；

(8) 精馏塔接管尺寸计算；

(9) 绘制生产工艺流程图；

(10) 绘制精馏塔设计条件图；

(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。

1 设计方案的确定及工艺流程的说明

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至84℃后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

2 主要参数设计

2.1 物料衡算

2.1.1 塔顶摩尔分数 ：xd = =0.8182

料摩尔分数：xF= = 0.1740

塔釜残液的摩尔分数（假设塔底质量分数为1％）

xw = = 0.00394

2.1.2 料液及塔顶底产品的摩尔流率：

= = = 0.2089

取一年工作时间为300天，则：

质量进料量：F/ = = 0.3042 kg/s

进料平均分子量： =XF×M酒精+(1-XF)×M水

=0.1740×46+(1-0.1740)×18 =22.87 g/mol

摩尔进料量：F=F/ / =0.3042 / 22.87 = 0.0133 kmol/s

摩尔塔顶采出量：D=D/F×F/=0.2089×0.0133=2.7783×10—3 kmol/s

摩尔塔底采出量：W=F—D=0.0133—2.7783×10—3=0.0 kmol/s

2.2 塔板数的确定

2.2.1确定操作的回流比R(曲图得)

= 0.356 => Rmin =1.198

R/ = 2Rmin = 2.396

圆取整 R=2.5

2.2.2求理论塔板数：

精馏段操作线方程：

yn+1 = + = +

=> yn+1 =0.7143 xn +0. (a)

提馏段操作线方程：

yn+1 = — = —

＝＞ yn+1 = 2.0820 xn －4.263×10－3 （b）

泡点进料所以q = 1

则 xq = xF =0.1740

q 点的坐标为：（0.1740，学习输送机。0.4520）

相对挥发度＝（α顶×α进×α底）1/3 α=

α顶 = = =1.1322

α进= ＝ 3.9155

α底= = 9.1420

=3.4349

相平衡方程：xn = = (c)

由（a） (c)得：

y 1 =x D =0.8182 x 1 =0.5671

y 2 =0.6376 x 2 =0.3387

y 3 =0.4742 x 3 =0.2080

y 4 =0.3808 x 4 =0.1519 < xq = 0.1740

由 (b) ( c)得：

y 5 =0.3120 x5 =0.1166

y 6 =0.2385 x 6 =0.08356

y 7 =0.1697 x 7 =0.05616

y 8 =0.1127 x 8 =0.03566

y 9 =0.06998 x 9 =0.02144

y 10 =0.04038 x 10=0.01210

y 11 =0.02093 x 11 =0.006185

y 12 =0.008614 x 12 =0.002523 < x w =0.00394

所以理论塔板数为12 块，第四块为加料板。

由相平衡方程可以得出：

塔釜温度为99.1℃，塔顶温度为78.5℃，平均温度为88.8℃。

查表得平均温度下物质的黏度为：

μH2 O =0.327 m.Pa ?s

μC2H5OH =0.39 mPa?s

μL =ΣμLi ×xi = 0.327×0.1740 + 0.39×（1-0.1740）= 0.3790 mPa?s

2.2.3求实际塔板数：

由经验公式得：E T =0.49×(α×μＬ)—0.245 可得全塔效率：

E T =0.49(3.4349×0.3790)—0.245 =0.4593

实际塔板数为：ＮＰ＝ ＝ ＝26

其中，第9块为加料板，加气块专用砌筑砂浆 。精馏段板数为8块，提馏段板数为 17块。

2.3塔径初选

2.3.1提馏段

（1）平均温度

塔釜温度为99.1℃，加料板为84℃,平均温度为91.55℃.

（2）平均密度

此温度下气液平衡组成为：y=0.3038 x=0.0514

质量分数为：ωl =0.1216 ωv=0.5272

此温度下纯水的气液密度为：ρ1v =0.4486 kg/m3 ρ1l =961.1 kg/m3

酒精的气液密度为：ρ2v =2.3 kg/m3 ρ2l =730.0 kg/m3

气液平均密度为：

ρv =0.5272×2.3+(1-0.5272)×0.4486 = 1.4246 kg/m3

ρl = = = 925.4737 kg/m3

（3）气液平均分子量

Ｖ＝46 × 0.3038 + 18 ×(1-0.3038)=26.5064 g/mol

L= 46 × 0.0514 +18 × (1－0.0514) = 19.4392 g/mol

（4）气液质量流量

WL = L = L (1 + q F) = 19.4392×(2.5×2.7783×10-3 + 0.0133) = 0.3936

WV = V = ?V V = V (R+1) D = 26.5064×(2.5+1)×2.7783×10-3 =0.2577

FL V = = = 0.05992

（5）液相的平均表面张力σm

塔底：σw A =14.85 mN/m σw B =58.85 mN/m (99.1℃)

塔底平均表面张力：σw m =( ) W =( ) = 58.17

进料板：σF A =15.90 mN/m σF B = 61.83 mN/m (84℃)

进料板平均表面张力：

σF m = ( ) F =( ) = 41.15 mN/m

提馏段：σm = (58.17 + 41.15) / 2 =49.66 mN/m

(6) 液泛气速

初选塔板间距0.45 m ，由费尔关联图查得：C 2 0 =0.082

实际表面张力为：σ= 49.66 mN/m

C =C 2 0 ( ) = 0.082 × ( ) = 0.09836

液泛气速为：u f =C = 0.09836

= 2.505 m/s

气相流量：

Vh = = 651.2 m3 /h

液相流量：

= = 1.531 m3/h

2.3.2精馏段

平均温度为： = = 81.25 ℃

该温度下的气液平衡组成为： x = 0.3536 y = 0.5945

质量分数 W L = = 0.5830

W V = = 0.7893

纯物质密度分别为：

ρ1L =971.1 kg/m3 ρ1v = 0.3059 kg/m3

ρ2L =735.0 kg/m3 ρ2V =1。62 kg/m3

= 0.3059 × (1-0.7893) + 1.62×0.7893 = 1.343 kg/m3

= = 817.9 kg/m3

平均式量：

= 46 × 0.5945 + 18 ×（1-0.5945）= 34.65

= 46 ×0. + 18 × (1-0.3536) = 27.90

气液质量流量：

W L = L =27.90 × 2.5 ×2.7783 ×10-3 =0.1938 kg/s

W V = V =34.65 × 3.5 × 2.7783 ×10-3 = 0.3369 kg/s

F L V = = = 0.0233

初选塔板间距为 H T =0.4 m

由费尔关联图查得：C 2 0 =0.078

σ= 30.15 mN/m

C = C 2 0( ) 0.2 = 0.078 ( ) 0.2 = 0.08467

uf = C = 0.08467 = 2.088 m/s

比较精馏段与提馏段液泛气速，应以较小者计算故取精馏段计算

气相流量：V S = = = 0.2509 /s

液相流量： = = 0.0002369 /s

操作气速取设计气速为液泛气速的0.8倍，则：

u = 0.8 uf = 1.670 m/s

气体通过面积为：A = = = 0.1502m2

取 l w =0.7 D 则有

由表（资料图4-21）得： = 0.088

则塔板总面积为：A T = = = 0.1647 m2

则塔径为：D/ = = = 0.4580m

根据塔的系列化规格，将塔径圆整到 0.5 m ，你看重选机械。作为初选塔径。

圆整后取塔径为 0.5 m

此时：

A T = = 0.1963 m2 A f = 0.088 A T = 0.01727 m2

A n = A T ——A f = 0.1963 – 0.01727 = 0.1790 m2

u n = = = 1.402 m/s

l w = 0.7D = 0.35 m = = 0.6715

2.4 塔高计算

取精馏段板间距为 0.3 m ，提馏段板间距为 0.35 m ，釜液取15分钟缓冲量：

H B = h = = = = 0.3621 m

裙座取 2 m 则塔高

H = H D + (N-2-S)H T + SHT/ +H F + H B

= 1 + 0.6×2 + 0.3×7 + 0.35×15 + 0.6 + 0.3621 + 2 = 12.51 m

2.5 塔板的详细设计

选取平顶溢流堰，并依据参考书2 表10-2 取精馏段堰高 h w =0.04 m ，提馏段堰高 h w =0.04 m 。

采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取降液管底部与下块塔板的间隙高度为 h0 =0.03 m 。

由资料119页 取W S = W S/ =0.07 m W C =0.05 m 由参考书2图10-40查得

W d =0.145 D =0.145×0.5 = 0.0725 m

于是可以算出

x = - (W d + W S) = - (0.0725 + 0.07) = 0.01075 m

r = - W C = - 0.05 = 0.2 m

有效面积：A a =2 (x + r2 sin-1 )

= 2 ×（0.1075 + 022 sin-1 ）

=0.08166 m2

取筛孔孔径 d 0 = 5 mm , 孔中心距与孔径比t / d =3.0 .(取法见资料119页)

开孔率 ψ= = 0.907（ ）2 = = 0.1008

则筛孔总面积：A 0 = A aψ= 0.08166 × 0.1088 =0.008231

3 塔板校核

（1） 板压降校核 （板厚的取法见资料119页）

取板厚 δ= 3 mm δ/ d 0 = 3/5 =0.6

= = 0.05088

查参考书2图10-45得干板孔流系数 C 0 = 0.73

由干板阻力 h d = （ ）2 = （）2

h d = = 0.1459

由h 0w = 2.84 × 10 -3 E( ) 2 / 3 可以得到清液高度

Ｌh = × 3600 = × 3600 = 0.8530 m3 /h

l w = 0.35 m = 11.77

由参考书2图10-48得到校正系数E=1.02

h 0w = 2.84 × 10 —3 × 1.02 ×( ) 2 / 3 = 0.005246 m

按面积（AT-2Af）计算的气速

u Ａ = = = 1.551 m/s

相应的气体校正因子

F a = u aρv0.5 = 1.551 × 1.343 0.5 =1.797

由参考书2图10-46查得液层充气系数 β= 0.59

液层阻力（以液高表示）

h L =β(h w + h 0w ) = 0.59 ×(0.04 + 0.005246 ) = 0.02670 m

板压降h f = h d + h L = 0.1459 + 0.02670 = 0.1726 m

本设计为常压操作，对板压降本身无特殊要求。

（2） 液沫夹带校核（雾沫夹带校核）

按ＦLV = 0.0233和泛点百分率0.6715 （从参考书2图10-47液沫夹带关联图可得）

Φ = 0.058 求得

ρv = = 0.058 = 0.03541 < 0.1 ( )

（因此，液沫夹带符合要求）

（3）溢流液泛校核

溢流管中的当量清液高度计算：

已知：h w = 0.04 m h 0w = 0.005327 m h f = 0.1726 m

Δ = 0.0476

b = = = 6.27 m μL = 0.3790 mPa ?s

L S = 0.0002369 m3 / s Z = D—2W d = 0.5—2×0.0725 = 0.355 m

H f = 2.5h L = 2.5 × 0.02674 = 0.06685 m

ρL = 817.9 kg/m3 ρV = 1.343 kg/m3

Δ =

降液管阻力

Σh f

H d = h w + h 0w + Δ +Σh f + h f

= 0.04 + 0.005327 + 1.078 × 10—6 + 0.00007791 + 0.1726 = 0.2180 m

乙醇-水为不易起泡物系，取 Φ= 0.6

降液管内的泡沫层高度 H f d < 0.45 m

不会发生溢流液泛

（4）液体在降液管的停留时间校核

T > 3 s

不会发生严重的气泡夹带

（5）漏液点校核

用试差法求取

设漏液点的孔速 = 9.4 m/s . 相应的动能校正因子（以A T —2Af为基准）

F =

塔顶上的当量清液高度可由下式计算

h c = 0.0061 + 0.725 h w —0.006 F + 1.23

= 0.0061 + 0.725×0.04 —0.006×0.5543 + 1.23 × 0.04010 m

由参考书2图10-49筛板塔漏液点关联图，可得，漏液点的干板压降

h d = 0.0105 m 水柱 = 0.0142 m 液柱

由此求出漏液点孔气速为，

u 0w m/s

此计算值与假设值相当接近，故计算结果正确。

塔板的稳定系数 κ= > (1.5 ~2.0)

表明塔有足够的造作弹性

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