课程设计--筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计.docx

化工原理课程设计
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计

指导老师
学 生

化学化工学院
化学工程与工艺

目 录
一 设计任务 2
1.设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 2
2.工艺条件 2
二 设计内容 2
1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图（见附图）。 2
2.工艺参数的确定 2
2.1基础数据 2
2.2全塔的物料衡算 3
2.3塔板数的确定 3
2.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 6
2.5塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 8
3.主要设备的工艺尺寸计算 11
3.1 精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 11
3.2 提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 13
4.流体力学计算 15
4.1 精馏段塔板上的流体力学验算 15
4.2 提馏段塔板上的流体力学验算 20
5 主要附属设备设计计算及选型 24
5.1精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 24
5.2进料管线管径 26
5.3原料泵的选择 26
三 精馏塔的设计计算结果汇总一览表 27
四 参考文献 29

课程设计题目——筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
一 设计任务
1.设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
2.工艺条件
生产能力：70000吨/年（料液）
年工作日：300天
原料组成：60%苯，40%氯苯（摩尔分率，下同）
产品组成：馏出液 97%苯，釜液1%苯
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：间接蒸汽加热
回流比： 自选
二 设计内容
1.确定精馏装置流程，绘出流程示意图（见附图）。
2.工艺参数的确定
2.1基础数据
2.1.1.组分的饱和蒸汽压（mmHg）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
2.1.2组分的液相密度（kg/m3）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130

苯
817
805
793
782
770
757
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 推荐：
氯苯 推荐：
式中的t为温度，℃。
2.1.3组分的表面张力（mN/m）
温度，（℃）
80
85
110
115
120
131

苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4
双组分混合液体的表面张力可按下式计算：
（为A、B组分的摩尔分率）
2.1.4氯苯的汽化潜热
常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：
（氯苯的临界温度：）
2.1.5其他物性数据可查化工原理附录。
2.2全塔的物料衡算
2.2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。

2.2.2平均摩尔质量

2.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：
全塔物料衡算：

2.3塔板数的确定
2.3.1理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：
2.3.1.1根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取
依据，，将所得计算结果列表如下：
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
131.8

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0
y
1
0.913
0.785
0.614
0.376
0.071
0
本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
2.3.1.2确定操作的回流比R
将1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：
2.3.1.3求理论塔板数
精馏段操作线：

提馏段操作线为过和两点的直线。

苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第3块为加料板位置。
2.3.2实际塔板数
2.3.2.1全塔效率
选用公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。
塔的平均温度为0.5(81+130.7)=105.85℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：，。

2.3.2.2实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段：块，取块
提馏段：块，取块
总塔板数块。
2.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.4.1平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
平均压强
2.4.2平均温度
查温度组成图得：塔顶为81℃，加料板为93℃。
℃
2.4.3平均分子量
塔顶： ，（查相平衡图）

加料板：，（查相平衡图）

精馏段：

2.4.4平均密度
2.4.4.1液相平均密度
塔顶：

进料板：

精馏段：
2.4.4.2汽相平均密度

2.4.5液体的平均表面张力
塔顶：；（81℃）

进料板：；（93℃）

精馏段：
24.6液体的平均粘度
塔顶：查化工原理附录11，在81℃下有：

加料板：
精馏段：
2.4.7精馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率
汽相体积流量
汽相体积流量
液相回流摩尔流率
液相体积流量
液相体积流量
冷凝器的热负荷

2.5塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.5.1平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
进料板：
塔底： EMBED Equation.3
平均压强
2.5.2平均温度
查温度组成图得：加料板为93℃，塔底为13
.7℃。

EMBED Equation.3 ℃
2.5.3平均分子量 EMBED Equation.3
加料板：，（查相平衡图）

塔底： ，。（查相平衡图）

提馏段：

2.5.4平均密度
2.5.4.1液相平均密度
进料板：

塔底：

提馏段：
2.5.4.2汽相平均密度

2.5.5液体的平均表面张力
进料板：；（93℃）

塔底：；（130.7℃）

提馏段：
2.5.6液体的平均粘度
塔顶：查化工原理附录11有：
加料板：
塔 底：
提馏段：
2.5.7提馏段的汽液负荷计算
汽相摩尔流率

汽相体积流量
汽相体积流量
液相回流摩尔流率

液相体积流量
液相体积流量
再沸器的热负荷

（忽略温度压力对汽化潜热的影响）

3.主要设备的工艺尺寸计算
3.1 精馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
3.1.1塔径
1.初选塔板间距及板上液层高度，则：

2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速：
m/s
3.操作气速
取
4.精馏段的塔径

圆整取，此时的操作气速。
3.1.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算
3.1.2.1溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。
（1）溢流堰长（出口堰长）
取
堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
（2）出口堰高

对平直堰
由及，查化工原理液流收缩系数图得，于是：
（满足要求）

（3）降液管的宽度和降液管的面积
由，查化工原理下册P127图10-40得，即：
，，。
液体在降液管内的停留时间
（满足要求）
（4）降液管的底隙高度
通常取h0为30~40mm左右，选定h0=35mm，则有：
（u'o不宜大于0.3~0.5m/s，本结果满足要求）
3.1.2.2塔板布置
（1）边缘区宽度与安定区宽度
边缘区宽度：一般为50~75mm，D >2m时，可达100mm。
安定区宽度：规定m时mm；m时mm；
本设计取mm，mm。
（2）开孔区面积

式中：

3.1.2.3开孔数和开孔率
取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。
每层塔板的开孔数（孔）
每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速
3.1.2.4.精馏段的塔高

3.2 提馏段塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算
3.2.1塔径
1.初选塔板间距及板上液层高度，则：

2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速：
m/s
3.操作气速
取
4精馏段的塔径

为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致，此时提馏段的操作气速。
3.2.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算
3.2.2.1溢流装置
采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。
（1）溢流堰长（出口堰长）
取
堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。
（2）出口堰高

对平直堰
由及，查化工原理图11-11得，于是：
（满足要求）

（3）降液管的宽度和降液管的面积
由，查化原下P127图10-40得，即：
，，。
液体在降液管内的停留时间
（满足要求）
（4）降液管的底隙高度
通常取h0为30~40mm左右，选定h0=35mm，则有：
（u'o不宜大于0.3~0.5m/s，本结果满足要求）
3.2.2.2塔板布置
（1）边缘区宽度与安定区宽度
与精馏段同，即mm，mm。
开孔区面积与精馏段同，即
3.2.2.3开孔数和开孔率
亦与精馏段同，即孔
每层塔板的开孔率（应在5~15%，故满足要求）
每层塔板的开孔面积
气体通过筛孔的孔速
3.2.2.4提馏段的塔高

4.流体力学计算
4.1 精馏段塔板上的流体力学验算
4.1.1气体通过筛板压降和的验算

1.气体通过干板的压降

式中孔流系数由查干筛孔的流量系数图得出，。
2.气体通过板上液层的压降

式中充气系数的求取如下：
气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：

动能因子
查充气系数和动能因子关系图得。
3.气体克服液体表面张力产生的压降

4.气体通过筛板的压降（单板压降）和

（满足工艺要求，不需重新调整参数）。
4.1.2雾沫夹带量的验算

式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
4.1.3漏液的验算
漏液点的气速

筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）
4.1.4液泛的验算
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度

成立，故不会产生液泛。
通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适。
4.1.5塔板负荷性能图
（一）雾沫夹带线（1）
（1）
式中：

将已知数据代入式（1）

（1-1）
在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：

0.0009
0.002
0.005
0.015
0.018

2.514
2.430
2.257
1.851
1.749
依据表中数据作出雾沫夹带线（1）
（二）液泛线（2）
（2）

（2-2）
在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：

0.0009
0002
0.005
0.015
0.018

1.794
1.752
1.650
1.200
0.985
依据表中数据作出液泛线（2）
（三）液相负荷上限线（3）
（3-3）
（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）

漏液点气速
，整理得：
（4-4）
在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：
0.00090.0020.0050.0150.0180.4190.4320.4570.5120.525依据表中数据作出漏液线（4）
（五）液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度m，。

（5-5）
操作气液比

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：
操作弹性=

4.2 提馏段塔板上的流体力学验算
4.2.1气体通过筛板压降和的验算

1.气体通过干板的压降

式中孔流系数由查图干筛孔的流量系数图得出，。
2.气体通过板上液层的压降

式中充气系数的求取如下：
气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：

动能因子
查充气系数和动能因子关系图得。
3.气体克服液体表面张力产生的压降

4.气体通过筛板的压降（单板压降）和

（尚可接受，本设计不再做重新设计计算）。
4.2.2雾沫夹带量的验算

式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。
4.2.3漏液的验算
漏液点的气速

筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）
4.2.4液泛的验算
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度

成立，故不会产生液泛。
通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适。
4.2.5塔板负荷性能图
（一）雾沫夹带线（1）
（1）
式中：

将已知数据代入式（1）

（1-1）
在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：
0.00090.0020.0050.0150.0182.5112.4272.2541.8451.743依据表中数据作出雾沫夹带线（1）
（二）液泛线（2）
（2）

（2-2）
在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：
0.00090.0020.0050.0150.0181.7601.7191.6201.1920.991依据表中数据作出液泛线（2）
（三）液相负荷上限线（3）
（3-3）
（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）

漏液点气速

，整理得：
（4-4）
在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：
0.00090.0020.0050.0150.0180.3930.4060.4320.4880.501依据表中数据作出漏液线（4）
（五）液相负荷下限线（5）
取平堰堰上液层高度m，。

（5-5）
操作气液比

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：
操作弹性=

5 主要附属设备设计计算及选型
5.1精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算
5.1.1冷凝器选型
1.热负荷计算 由前可知，冷凝器热负荷为Qr=925.47kW

2基本数据的查取
令水的进口温度为20℃，水的出口温度为：

水的定性温度
3．流径的选择
水易结垢，料液苯和氯苯为蒸汽，所以苯和氯苯走壳程，水走管程。
4．传热温度差计算
传热推动力如下：
先求逆流时的平均温度差：

计算R和P

由R和P查图，＝1>0.8，故选用单壳程、偶数管程可行。
tm=tm＝1×34.38＝34.38℃
5．选K值，估算传热面积
查管壳式换热器的K值大致范围表，取K=700W/m2∙℃

6．初选换热器型号 由于两流体温差小于50℃，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，选换热器型号BEM400-0.6-43.1-25-4.5-2I。主要参数如下表：
外壳直径400mm公称压力0.6MPa公称面积43.1m2实际面积38.46 m2管子规格Φ25×2.5mm管长4500mm管子数164管程数2管子排列方式正方形管程流通面积0.0145m25.1.2再沸器选型
1. 热负荷计算：由前可知，热负荷为1090.81KW
2.基本数据的查取
由前可知，再沸器热负荷为Q'=1090.81kW
另水的进口温度为150℃，水的出口温度为：
水的定性温度
3．流径的选择
水易结垢，料液苯和氯苯为蒸汽，所以苯和氯苯走壳程，水走管程。
4．传热温度差计算
传热推动力如下：
先求逆流时的平均温度差：

5．选K值，估算传热面积
查管壳式换热器的K值大致范围表，取K=700W/m2∙℃

6．初选换热器型号 由于两流体温差小于50℃，可选用固定管板式换热器，由固定管板式换热器的标准系列，选换热器型号BEM400-0.6-43.1-25-4.5-2I。主要参数如下表：
外壳直径400mm公称压力0.6MPa公称面积43.1m2实际面积42.96 m2管子规格Φ25×2.5mm管长4500mm管子数164管程数2管子排列方式正方形管程流通面积0.0145m2

5.2进料管线管径
进料流量为9722.2kg/h，设其温度从常温25℃升到泡点温度93℃后进入精馏塔，则设其原料流速为 u=0.5m/s
管线直径 d=
=
根据管材规范，该直径d应选择管材，其内径为0.096m，其实际流速为
）
5.3原料泵的选择
为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算。选取原料液最低液面与精馏塔进料位置的界面建立机械能衡算式

其中：

说明：
查管件和阀门的当量长度共线图得
查局部阻力系数图得
由IS型离心泵系列特性曲线得，符合规格的离心泵型号为IS50-32-125，其特性参数如下：
转速2900（r/min）,流量12.5（m3/h）,扬程20（m），效率60﹪，轴功率1.13(KW),电机功率2.2（KW），必须汽蚀余量（NPSH）r2.0(m)

三 精馏塔的设计计算结果汇总一览表

精馏塔的设计计算结果汇总一览表
项 目单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强kPa103.4109平均温度℃87111.85平均流量气相m3/s0.8640.88液相m3/s0.001220.00454实际塔板数块68板间距m0.50.5塔段的有效高度m2.54.5塔径m1.21.2空塔气速m/s0.7640.778塔板液流型式单流型单流型溢
流
装
置溢流管型式弓形弓形堰长m0.840.84堰高m0.0450.045溢流堰宽度m0.1680.168底隙高度m0.0350.035板上清液层高度m0.0600.060孔径mm55孔间距mm1515孔数个34443444开孔面积m20.06760.0676筛孔气速m/s12.7813.02塔板压降kPa0.6790.772液体在降液管中的停留时间s41.8011.23降液管内清液层高度m0.1420.149雾沫夹带kg液/kg气0.004380.00475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m3/s1.741.52气相最小负荷m3/s0.500.41操作弹性3.483.71四 参考文献

[1]. 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣鸿编. 化工原理：上册. 第三版. 北京. 化学工业出版社，2006.
[2]. 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣鸿编. 化工原理：下册. 第三版. 北京. 化学工业出版社，2006.
[3]. 匡国柱，史启才主编. 化工单元过程及设备课程设计. 第二版. 北京. 化学工业出版社，2007.
[4]. 陈英南，刘玉兰主编. 常用化工单元设备的设计. 上海. 华东理工大学出版社，2005.
[5]. 华南理工大学化工原理教研组主编. 化工过程及设备设计. 广州. 华南理工大学出版社，1986.