板式塔设计范例

1、 化工原理课程设计年产26000吨苯-甲苯精馏塔设计说明书专 业字体宋体，字号四号班 级字体宋体，字号四号学 号字体宋体，字号四号学生姓名字体宋体，字号四号指导教师字体宋体，字号四号完成日期字体宋体，字号四号盐城工学院化学工程系序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离

2、液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一座板式塔将其分离。目录第1章 设计任务书1第2章 设计计算42.1

3、设计方案的选定及基础数据的搜集42.2 精馏塔的物料衡算72.3 塔板数的确定82.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算162.6 塔板主要工艺尺寸的计算182.7 筛板的流体力学验算212.8塔板负荷性能图242.9 各接管尺寸的确定30第3章 个人总结33参考书目34第1章 设计任务书一、设计题目设计分离苯甲苯连续精馏筛板塔二、设计任务及操作条件1、设计任务物料处理量：7万吨年进料组成 ：37 苯-甲苯常温混合溶液（质量分率，下同）分离要求：塔顶产品组成苯95 塔底产品组成苯6%2、操作条件平均操作压力 ：101.3 kPa平均操作温度：94回流比：自选单板压降：=0.9 kPa工时：年开工时数7

4、200小时课题性质：化工原理课程设计三、设计方法和步骤1、设计方案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算（1）收集基础数据（2）工艺流程的选择（3）做全塔的物料衡算（4）确定操作条件（5）确定回流比（6）理论板数与实际板数（7）确定冷凝器与再沸器的热负荷（8）初估冷凝器与再沸器的传热面积（9）塔径计算及板间距确定（10）堰及降液管的设计（11）塔板布置及筛板塔的主要结构参数（12）塔的水力学计算（13）塔板的负荷性能图（14）塔盘结构（15）塔高

5、（16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略）包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图6、设计评述四、参考资料化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维 李阿娜 编；化工原理（第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅 周明华 等编；化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编；化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六设计院编；常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。第2章 设计计算2.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可

6、以在常压下操作。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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板

7、上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。（）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（）操作弹性较小(约23)。（）小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图表 2-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.

8、4甲苯BC6H5-CH392.13110.6318.574107.7表2-2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105110.6，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0101.33表2-3 常温下苯-甲苯气液平衡数据（2：例1-1附表2）温度80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表2-4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温

9、度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表2-5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.

10、50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.011

11、00.0100.02.2 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 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量（3）物料衡算原料处理量总物料衡算 121.54=DW苯物料衡算 121.540.4090.957D0.070 W联立解得 D42.99 kmol/hW=69.55 kmol/h式中，F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量2.3 塔板数的确定 1. 理论板层数NT的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0

12、.409,0.409）作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为0.567 , 0.346故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷 (泡点进料：q=1)求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为（2）逐板法求理论板又根据 可解得=2.475相平衡方程为： = 0.957=0.901 0.696 因为 精馏段理论板 n=5 所以提留段理论板 n=4全塔效率的计算（查表得各组分黏度=0.269，=0.277）捷算法求理论板数由公式 代入 Y=0.488由精馏段实际板层数5/0.52=9.610,提馏段实际板层数4/0.52=7.698进料板在第11块板2.4 精馏塔的工

13、艺条件及有关物性数据的计算1. 操作压力计算塔顶操作压力 93.2 kPa塔底操作压力=109.4 kPa每层塔板压降 P0.9 kPa进料板压力93.20.910102.2kPa精馏段平均压力 P m （93.2102.2）297.7 kPa提馏段平均压力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa2. 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82.7进料板温度94.2 塔底温度=105.1精馏段平均温度=（ 82.794.2）/2 = 88.5提馏段平均温度=（94.2+10

14、5.1）/2 =99.73. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得0.622， 0.399塔底平均摩尔质量计算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4. 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，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度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tD82.7，查手册得塔顶液相的质量分率进料板液相平均密度的计算由tF94.25.3，查手册得进料板液相的质量分率塔底液相平均密度的计

15、算由tw105.1，查手册得塔底液相的质量分率精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为5. 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由 tD82.7，查手册得A=20.94mN/m B=21.39 mN/mLDm=0.95720.94+(1-0.957)21.39=20.98 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF94.2，查手册得A=19.36 m N/m B=20.21 m N/mLFm=0.40919.36+0.59120.21=19.86 mN/m塔底液相平均表面张力的计算由 tD105.1，查手册得A=19.10 mN/m B=19.48 mN

16、/mLwm=0.0719.10+(1-0.07)19.48=19.45mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=（20.98+19.86）/2=20.42 mN/m提馏段液相平均表面张力为Lm=（19.86+19.48）/2=19.85 mN/m6. 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算：由tD82.7，查手册得A=0.300 mPas B=0.304 mPaslgLDm=0.957lg(0.300)+ (1-0.95)lg(0.304)解出LDm=0.300 mPas进料板液相平均粘度的计算由tF94.2，查手册得A=0.269 mPas B=0.

17、277 mPaslg LFm=0.409lg(0.269)+ (1-0.409)lg(0.277)解出LFm=0.274 mPas塔底液相平均粘度的计算由tw105.1，查手册得A=0.244 mPas B=0.213 mPaslgLwm=0.07lg(0.244)+ (1-0.07)lg(0.213)解出Lwm=0.215 mPas精馏段液相平均粘度为Lm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPas提馏段液相平均粘度为Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPas7. 气液负荷计算精馏段：提馏段：2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它

18、与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查教材P131图 得C20=0.071；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.820m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查2：图38得C20=0.106；依式校正物系表面张力为时可取安全系数

19、为0.8，则（安全系数0.60.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.820m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m2.6 塔板主要工艺尺寸的计算1. 溢流装置计算因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.661.6=1.056mb)出口堰高：由，查2：图311，知E=1.042,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故,，利用(2：式310)

20、计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm同理可以算出提溜段a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.60.8）D，取堰长为0.66D=0.81.6=1.056mb)出口堰高：由查2：图311，知E=1.02,依式可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2：图313）得，故，利用(2：式310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.07-0.2

21、5）依(2：式311)：符合（）2.塔板布置 精馏段塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm),安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积，c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个则（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为提馏段：a)取边缘区宽度Wc=0.05m(3050mm)，安定区宽度，（当D1.5m时，Ws=6075mmb)依(2：式318)：计算开空区面积， c)筛孔数与开孔率：取筛空的孔

22、径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取，故孔中心距筛孔数个则（在515范围内）则每层板上的开孔面积为气体通过筛孔的气速为2.7 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。1.气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精馏段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：，由与关联图查得板上液层充气系数=0.61，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式故则单板压强：2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径

23、和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.雾沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。4.漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。5.液泛精馏段：为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式，而H=0.073+0.037+0.001=0.11m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。提溜段：a)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.78由式b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：， 由与关联图查得板上液层充气系数=0.65，依式c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：依式，故则单

24、板压强：（）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。(3) 液沫夹带故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度依式， 而H=0.098m取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。2.8塔板负荷性能图 精馏段：(1) 漏液线由 ，得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.0

25、04Vs /(m3/s)0.690.720.740.76由上表数据即可作出漏液线。(2) 雾沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由 联立以上几式，整理得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)13.1111.849.458.88由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4) 液相负荷上限线 以

26、4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。(5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.030.004Vs /(m3/s)3.263.183.113.04由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 图- 精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出

27、，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。 提馏段(1) 漏液线由 ，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19。 表3-19Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)0.360.380.390.40由上表数据即可作出漏液线。(2) 液沫夹带线以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出V

28、s值，计算结果列于表3-20。表3-20Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)1.771661.571.49由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4) 液相负荷上限线 以4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.0474。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 将有关的数据代入整理，得在操作范围内

29、，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.0010.0020.0030.004Vs /(m3/s)5.935.675.435.13由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 所设计筛板的主要结果汇总于表。设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa97.7109.4各段平均温度tm88.599.7平均流量气相VSm3/s1.6061.37液相LSm3/s0.00370.0075实际塔板数N块108板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔径Dm1.61.6空

30、塔气速um/s0.8200.651塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.0561.056堰高hwm0.0430.034溢流堰宽度Wdm0.1240.243管底与受业盘距离hom0.03550.0292板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm15.015.0孔数n个75515729开孔面积m21.4671.113筛孔气速uom/s10.8512.19塔板压降hPkPa0.5930.421液体在降液管中停留时间s10.4514.94降液管内清液层高度Hdm0.2460.124雾沫夹带eVkg液/kg气0.0.0074负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VSmaxm3/s气相最小负荷VSminm3/s操作弹性2.9 各接管尺寸的确定1. 进料管进料体积流量取适宜的输送速度，故经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：2 釜残液出料管釜残液的体积流量：取适宜的输送速度，则 经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：3 回流液管回流液体积流量 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：4 塔顶上升蒸汽管塔