筛板式精馏塔设计化工原理课程设计报告书

化工原理课程设计设计题目：筛板式精馏塔设计目录概述（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，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。

料液在进料板上与自塔上部下流的回流液体汇合，逐板溢流，最后流入塔底再沸器11中在再沸器液体被加热至一定温度，使之部分汽化，残液作为塔底产品，而将汽化产生的蒸气引回塔作为塔底气相回流。

气相回流依次上升通过塔各层塔板，在塔板上液体接触进行热值交换。

从塔顶上升的蒸气进入冷凝器5中被全部冷凝，并将一部分冷凝液作用塔顶回流液体，其余部分经冷却器7送入馏出液贮槽9中作为塔顶产品。

工艺计算一、物料衡算0.98780.9830.980.027892D x ==+0.05780.058450.050.957892W x ==+M 苯=78kg/kmol ，甲苯M =92kg/kmol混合溶液平均摩尔质量综上由：{FDWFD W Fx Dx Wx=+=+由二、作T-x(y)、x-y 图5412.09250.07850.07850.0=+=F x []komlkg M x M x M B F A F /42.8492)5412.01(785412.0)1(=⨯-+⨯=-+=s mol F /0548.042.84360024300102.18=⨯⨯⨯⨯=05845.0983.05412.00548.00548.0⨯+⨯=⨯+=⇒W D WD 02618.002966.0==⇒D WT-x(y)图 x-y 图三、计算Rmin苯-甲苯饱和蒸汽压数据,T c 80.2 88 96 104 110.4 ,A P kPa 101.33 127.39 160.52 199.33 233.05 ,B P kPa39.9950.66583.33101.33A A AB AA B B B A BB P V P X P X P V P X P X ===由a=得1101.33 2.53439.99a == 2127.39 2.51850.6a == 3160.52 2.4765a ==4199.332.39283.33a == 5233.05 2.3101.33a ==1234511()(2.534 2.518 2.47 2.392 2.3) 2.44355m a a a a a a =++++=++++=因为进料方式为：泡点进料 5412.0==F X Xq四、操作线方程当所取最小回流比： 1． 精馏段方程 2．提馏段方程对于泡点进料，提馏段下降的液体摩尔流量为W=F-D=0.0548-0.0286=0.02623．q 线方程对于泡点进料，q=1，q 线方程 4．相平衡方程2.443 2.4431(1)1(2.4431)1 1.443ax x x a x x x ==+-+-+y= 五、理论塔板数110.983D x ==．逐板计算：y1110.9830.9595(1) 2.443(2.4431)0.983y x a a y ===----⨯7423.0)1(1=-+=qm qm q x a x a y 1969.1min ==--qq q D x y y x R 7954.11969.15.15.1min=⨯==RR 3516.06423.0111+=+++=+n D n n x R x x R Ry 1061.0.'min =+=+=F D R F L L 522.0=--=wD wF x x x x F D 0286.00548.0522.0522.0=⨯==FD 01917.03279.1'''1-=---=+m w m m x x WL Wx W L L y5412.0==F X Xq 9679.03516.06423.011112=+=+++=x R x x R R y D同理：已知 8F x x <因为，则改用提馏段操作线方程9250.0443.1443.2222=-=y y x 9457.03516.06423.023=+=x y 8770.0443.1443.2333=-=y y x 9149.03516.06423.034=+=x y 8148.0443.1443.2444=-=y y x 8749.03516.06423.045=+=x y 7412.0443.1443.2555=-=y y x 8277.03516.06423.056=+=x y 6629.0443.1443.2666=-=y y x 7774.03516.06423.067=+=x y 5884.0443.1443.2777=-=y y x 7295.03516.06423.078=+=x y 5246.0443.1443.2888=-=y y x 5412.0==F X Xq 6774.001917.03279.1'''889=-=---=x x WL Wx W L L y w 4623.0443.1443.2999=-=y y x 5947.001917.03279.1910=-=x y 3752.0443.1443.2101010=-=y y x 4791.001917.03279.11011=-=x y 2735.0443.1443.2111111=-=y y x已知 14Wx x <因为则径流塔理论塔板数为14-1=13块，其中精馏段7块，提馏段6块，第8块为进料板 2．图解法如图可查得所需理论塔板数为14块。

其中精馏段7块，提馏段7块，第8块为进料板。

3440.001917.03279.11112=-=x y 1767.0443.1443.2121212=-=y y x 2155.001917.03279.11213=-=x y 1011.0443.1443.2131313=-=y y x 1151.001917.03279.11314=-=x y 0505.0443.1443.2141414=-=y y x 05845.0=w x3．简捷法（吉利兰关联图）因全回流操作所需的理论塔板数最少，故可用芬斯克方程求解： 10.98310.05845lg[()()]lg[]110.9830.05845min 11 6.65lg lg 2.443D W D Wm x x x x N a --⨯--=-=-=min 7()N =即不包括再沸器min 1.626 1.0840.211 1.6261R R R --=++于是min0.462N N N -=+查图，可得min 614.7N N ==将代入上式，求得（不包括在沸器）15N =即六、实际塔板数插法计算温度121112()x x x x t t t t --=--1.0000.7800.983 1.000(80.1)80.580.1850.130108.10.058450.130(105)105110.6{{o o D D W W t t c t ct--=-=-=-=--⇒塔顶和塔底的平均温度为：综上：0.280.25lg lg (1)lg 0.5904lg 0.28(10.5904)lg 0.250.27A B L F A F B L cp cpx x cpμ= μ=μ=μ+-μ=+-μ=查附录九得解得443.27954.11969.1m in 05845.0983.0=====mw D a R R x x 、、、、C t t t wD ︒=+=3.942][0002.4430.270.66531324.5255325L T T a cpE N N E N N E μ=⨯==%====≈%实实查精馏塔全塔效率关联图得由得块则实际塔板数为块塔高及塔径计算一、塔径计算1、以精馏段塔顶估算塔径已知在泡点进料，则进料温度等于泡点温度0121112()t t t t ρρρρ-=--D=以精馏段塔顶估算塔径t 80.5C内插法计算液体密度-3312815.0803.9815.0(80.580)814.4/8090{{810.0800.2809.5/810.0(80.580)8090110.98310.983,0.001228814.4809.5A A B B D D L A B kg m kg m x x t t t ρρρρρρρ--=-=-⇒-=-=----<<=+=+=解得液体密度为F s t t =2.91=F t 3/3.814m kg 05135.00286.07954.1=⨯==RD L0286.0=D 7954.1=R2、塔顶物料平均千摩尔质量为：600,60,0.60.060.540.006214814.30.0363.029 2.697T L T F L L gg H mm h mm H h V V ρρ==-=-===取则分离空间为208130.0215/,0.0236/(1)0.9830.0215(10.983)0.02360.02154/A B D A D B C N m N mx x N m σσσσσ-===+-=⨯+-⨯=由图查得气体负荷因子为0.125查附录15得因表面力的差异，气体负荷因子校正为200.20.2max0.1250.13/0.0200.020()()0.02154814.3 2.6970.13 2.26/2.697L g g C C m su m sσρρρ===--==⨯=最大允许速率取空塔速率为最大允许速率的0.8倍，则空塔速率为0.8 2.26 1.81/44 3.0291.463.14 1.81g u m s V D mu=⨯=⨯===π⨯塔径为：综上：根据标准塔径圆整为D=1.5m由表8-2可知，当塔径为1.5m 时，其板间距可取0.4二、塔高计算1、塔气液接触的有效高-----为实际塔板数s m /004934.03=sm /3194.23=T P H N Z )1(-=已知P N-----为塔间距，对塔径影响较大，可查表取值Z -----塔的有效高度由所给条件塔间距取0.4（由所求塔径查表得） 综上：2、塔顶空间高度塔顶封头切线与第一块板间的距离，为减少塔顶液体夹带量一般大于板间距，取1.2-1.5m故：Z ′=1.5m3、塔底空间高度再沸器在塔外时，塔底封头切线与最末一块板间的距离。