化工原理设计精馏塔设计论述
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由上式算出的塔径按部颁发塔盘标准圆整，圆整后的塔径除了必 须满足板间距与塔径的关系外，还须进行空塔气速校核。
2018/12/8
C20 exp[4.531 1.6562Z 5.5496Z 2 6.4695 Z 3 ( 0.474675 0.079Z 1.39Z 2 1.3212Z 3 ) ln Lv ( 0.07291 0.088307 Z 0.49123 Z 2 0.43196 Z 3 ) (ln Lv ) 2 ] Z H T hL
3 m s 式 中 Vs — 塔 内 的 气 相 流 量 ，
u — 空 塔 气 速 ， m /s
u 0 .6 ~ 0 .8 u m ax
— 最 大 空 塔 气 速 ， m/ s
umax
L V C V
umax
L 、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， k g m 3 0 .2 负荷系数 C C 20 C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 ) ( 20
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4、溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长 lW : 依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰 长 lW 一般取 为 (0.6 ～ 0.8)D ；双溢 流型塔 板，两 侧堰长 取为 (0.5 ～ 0.7)D，其中 D 为塔径 (2).堰上液层高度 OW ： 堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压 强增大，物沫夹带增加。对平直堰，设计时 hOW 一般应大于 0.006m， 若低于此值应改用齿形堰。 hOW 也不宜超过 0.06 ～ 0.07m ，否则可改 用双溢流型塔板。 平直堰的 hOW 按下式计算 式中
(ii)当塔顶为分凝器时,
X0 Xd K
先求出分凝器内与 Xd 成相平衡的 X0,再由 操作线方程以 X0 计算得出 Y1，然后由相平衡方 程由 Y1 计算出 X1，如此交替地使用操作线方程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板 数和加料位置。
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（3）加料板位置的确定 求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、 yq ，并以xq 为分 界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 • *接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
*全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。
LM Lm LS 3600 Lm
kmol/h
3
MVm 、 M
Vs—塔内气体体积流量 m
s
Lm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量
Vm 、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
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kg m
5、热量衡算
总热量衡算
QV QW Q L Q B Q F Q R
式中： Q V 、Q W 、QL 、QB 、QF 、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热 量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、 其中：塔设备的热损失 Q L 再沸器热负荷 冷凝器热负荷
QB 11 . QV QW QR QF
Q C QV Q D Q R
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论 板计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体 积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW η = DxD/FxF
塔顶产品易挥发组分回收率η 为：
式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
(4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进 行选型设计。
4.编写设计说明书
设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主 要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的 论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用 的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算 机程序框图和原程序。
3. 理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
L D 精馏段操作线方程： yn 1 xn xD LD LD
提馏段操作线方程：
yn 1
L qF W xn Xw L qF W L qF W
xn1 yn (利用操作线方程)
2. 确 定 最 小 回 流 比
R 1 . 1 — 2 R min ,确定回流比 R m in
一般是先求出最小回流比，然后根据
x 是根据汽液相平衡方程 y 1 1
q xF x q 线方程 y q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yn xn
(利用相平衡关系)
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（2）塔顶冷凝器的类型 (i)当塔顶为全凝器时,
y1 X d
则自第一块塔板下降的液相组成 X1 与 Y1 成 相平衡，故可应用相平衡方程由 Y1 计算出 X1， 自第二块塔板上升蒸汽组成 Y2 与 X1 满足操作线 方程，由操作线方程以 X1 计算得出 Y2.
冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：筛板(浮阀)塔 厂址：
三. 设计任务
完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和 选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书。
四. 设计内容
1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件 a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用 计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理 论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔 板数，确定加料板位置。
0. 3 ～ 0.5 0. 5 ～ 0.8 25 0 ～ 350 0. 8 ～ 1.6 35 0 ～ 450 1. 6 ～ 2.0 45 0 ～ 600
塔 板 间 距 HT mm 20 0 ～ 300
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2、 塔 径 D 的 初 估 与 圆 整
根据流量公式计算塔径，即
D
4V S u
L i —液态组分 i 的粘度, x i — 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
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xi mpa s
N实
N理 ET
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算 V R 1 D L RD
VMVm VS 3600 Vm
V—塔内气体摩尔流量
年处理量：25000
料液初温：35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率）
30000
35000
40000 45000 50000吨
塔顶产品浓度：98%
98.5%（苯质量分率）
塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）
5.注意事项:
写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源;
每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算
三. 辅助设备计算
四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
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Lv
L L 0.5 ( ) V V
3、液流型式的选择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流 型等，其中常选择的则为单流型和双流型。 （图见附录 1） 表 2、选择液流形式参考表 塔径 流 体 流 量 m 3 /h Mm U 形流型 单流型 双流型 阶梯流型 600 5 以下 5～ 25 900 7 以下 7～ 50 1000 7 以下 45 以 下 1200 9 以下 9～ 70 1400 9 以下 70 以 下 1500 10 以 下 70 以 下 2000 11 以 下 90 以 下 90～ 160 3000 11 以 下 110 以 下 110～ 200 200～ 300 4000 11 以 下 110 以 下 110～ 230 230～ 350 5000 11 以 下 110 以 下 110～ 250 250～ 400 6000 11 以 下 110～ 250 250～ 450 应用 用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高液气极 场合 液气比 和大型塔板 大型塔板
h
hOW
m3 h
2 .84 L h E 1000 lW
2 3
lW Lh
—堰长,
m;
E
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—塔内液体流量， —液流收缩系数，查图求取。一般可取为 1，误差不大
yq
， 然 后 代 入 方 程
R m in
x D yq yq xq
其中利用 t ～x ～y 关系，并借助二次样条插入的方法， 求得 塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全 塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。 R m in R 式中： ---回流 —最小回流比 —全塔平均相对挥发度
0 .1Q B
QC 、 Q D
—分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
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二．设备计算
二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上 清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计 算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
x n x q 且 x n 1 x q 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定 板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 .4 9
L
L
0 .2 4 5
其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
—塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
mpa sLi来自对于多组分的液相粘度： L
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。
大致估计一下加料管路上的管件和阀门。
(2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型
对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。
1、板间距 H T 的初估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔 可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹 性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金 属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选 板间距时可参考下表所列的推荐值。 表 1 板间距与塔径关系 塔 径 D, m
化工原理课程设计 ——板式精馏塔设计
化工原理课程设计
——筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法
第三部分：化工塔器CAD设计软件介绍
第四部分：设计示例
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第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计 二. 原始数据
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C20 exp[4.531 1.6562Z 5.5496Z 2 6.4695 Z 3 ( 0.474675 0.079Z 1.39Z 2 1.3212Z 3 ) ln Lv ( 0.07291 0.088307 Z 0.49123 Z 2 0.43196 Z 3 ) (ln Lv ) 2 ] Z H T hL
3 m s 式 中 Vs — 塔 内 的 气 相 流 量 ，
u — 空 塔 气 速 ， m /s
u 0 .6 ~ 0 .8 u m ax
— 最 大 空 塔 气 速 ， m/ s
umax
L V C V
umax
L 、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， k g m 3 0 .2 负荷系数 C C 20 C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 ) ( 20
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4、溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长 lW : 依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰 长 lW 一般取 为 (0.6 ～ 0.8)D ；双溢 流型塔 板，两 侧堰长 取为 (0.5 ～ 0.7)D，其中 D 为塔径 (2).堰上液层高度 OW ： 堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压 强增大，物沫夹带增加。对平直堰，设计时 hOW 一般应大于 0.006m， 若低于此值应改用齿形堰。 hOW 也不宜超过 0.06 ～ 0.07m ，否则可改 用双溢流型塔板。 平直堰的 hOW 按下式计算 式中
(ii)当塔顶为分凝器时,
X0 Xd K
先求出分凝器内与 Xd 成相平衡的 X0,再由 操作线方程以 X0 计算得出 Y1，然后由相平衡方 程由 Y1 计算出 X1，如此交替地使用操作线方程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板 数和加料位置。
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（3）加料板位置的确定 求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、 yq ，并以xq 为分 界线，当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
2. 精馏塔设备设计
(1)选择塔型和板型 采用板式塔，板型为筛板(浮阀)塔。
(2)塔板结构设计和流体力学计算
(3)绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。 (4)有关具体机械结构和塔体附件的选定 • *接管规格：
根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。
*全塔高度： 包括上、下封头，裙座高度。
LM Lm LS 3600 Lm
kmol/h
3
MVm 、 M
Vs—塔内气体体积流量 m
s
Lm —分别为精馏段气相平均分子量、液相平均分子量
Vm 、 Lm —分别为精馏段气相平均密度、液相平均密度
(2)、提馏段气液负荷计算(同上)
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kg m
5、热量衡算
总热量衡算
QV QW Q L Q B Q F Q R
式中： Q V 、Q W 、QL 、QB 、QF 、QR 分别是塔顶蒸汽带出的热 量、塔底产品带出的热量、塔设备的热损失、塔釜加热量、进料带入 的热量、回流带入热量、 其中：塔设备的热损失 Q L 再沸器热负荷 冷凝器热负荷
QB 11 . QV QW QR QF
Q C QV Q D Q R
塔设备的生产能力一般以千克/小时或吨/年表示，但在理论 板计算时均须转换成kmol/h,在塔板设计时，气液流量又须用体 积流量m3/s表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。
1.全塔物料衡算： F=D+W FxF=DxD+WxW η = DxD/FxF
塔顶产品易挥发组分回收率η 为：
式中:F、D、W分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液的摩尔流 量(kmol/h), xF、xD、xW分别为进料、塔顶产品、塔底馏出液组 成的摩尔分率
(4)塔顶冷凝器设计选型 根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进 行选型设计。
4.编写设计说明书
设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主 要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的 论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用 的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。 设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图和计算 机程序框图和原程序。
3. 理 论 板 数 和 实 际 板 数 的 确 定
（1）逐板法计算理论板数，交替使用操作线方程和相平衡关系。
L D 精馏段操作线方程： yn 1 xn xD LD LD
提馏段操作线方程：
yn 1
L qF W xn Xw L qF W L qF W
xn1 yn (利用操作线方程)
2. 确 定 最 小 回 流 比
R 1 . 1 — 2 R min ,确定回流比 R m in
一般是先求出最小回流比，然后根据
x 是根据汽液相平衡方程 y 1 1
q xF x q 线方程 y q 1 q 1
联 立 求 得 交 点 xq
yn xn
(利用相平衡关系)
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（2）塔顶冷凝器的类型 (i)当塔顶为全凝器时,
y1 X d
则自第一块塔板下降的液相组成 X1 与 Y1 成 相平衡，故可应用相平衡方程由 Y1 计算出 X1， 自第二块塔板上升蒸汽组成 Y2 与 X1 满足操作线 方程，由操作线方程以 X1 计算得出 Y2.
冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：筛板(浮阀)塔 厂址：
三. 设计任务
完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和 选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图，编制设计说明书。
四. 设计内容
1. 工艺设计 （1）选择工艺流程和工艺条件 a．加料方式 b. 加料状态 c. 塔顶蒸汽冷凝方式 d. 塔釜加热方式 e. 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 （2）精馏工艺计算： a. 物料衡算确定各物料流量和组成。 b.经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，尽量使用 计算机进行最优化计算，确定适宜回流比。 c. 精馏塔实际塔板数 用近似后的适宜回流比在计算机上通过逐板计算得到全塔理 论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。 然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔 板数，确定加料板位置。
0. 3 ～ 0.5 0. 5 ～ 0.8 25 0 ～ 350 0. 8 ～ 1.6 35 0 ～ 450 1. 6 ～ 2.0 45 0 ～ 600
塔 板 间 距 HT mm 20 0 ～ 300
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2、 塔 径 D 的 初 估 与 圆 整
根据流量公式计算塔径，即
D
4V S u
L i —液态组分 i 的粘度, x i — 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
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xi mpa s
N实
N理 ET
4、塔的气液负荷计算
(1)、精馏段气液负荷计算 V R 1 D L RD
VMVm VS 3600 Vm
V—塔内气体摩尔流量
年处理量：25000
料液初温：35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率）
30000
35000
40000 45000 50000吨
塔顶产品浓度：98%
98.5%（苯质量分率）
塔底釜液含甲苯量不低于 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）
5.注意事项:
写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源;
每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分：筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算
三. 辅助设备计算
四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一．工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
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Lv
L L 0.5 ( ) V V
3、液流型式的选择
液体在板上的流动型式主要有，U 型流、单流型、双流型和阶梯流 型等，其中常选择的则为单流型和双流型。 （图见附录 1） 表 2、选择液流形式参考表 塔径 流 体 流 量 m 3 /h Mm U 形流型 单流型 双流型 阶梯流型 600 5 以下 5～ 25 900 7 以下 7～ 50 1000 7 以下 45 以 下 1200 9 以下 9～ 70 1400 9 以下 70 以 下 1500 10 以 下 70 以 下 2000 11 以 下 90 以 下 90～ 160 3000 11 以 下 110 以 下 110～ 200 200～ 300 4000 11 以 下 110 以 下 110～ 230 230～ 350 5000 11 以 下 110 以 下 110～ 250 250～ 400 6000 11 以 下 110～ 250 250～ 450 应用 用于较低 一般应用 高 液 气 比 极高液气极 场合 液气比 和大型塔板 大型塔板
h
hOW
m3 h
2 .84 L h E 1000 lW
2 3
lW Lh
—堰长,
m;
E
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—塔内液体流量， —液流收缩系数，查图求取。一般可取为 1，误差不大
yq
， 然 后 代 入 方 程
R m in
x D yq yq xq
其中利用 t ～x ～y 关系，并借助二次样条插入的方法， 求得 塔顶塔底的温度，进而求取全塔的平均温度，从而可以根据全 塔平均温度求取全塔平均相对挥发度。 R m in R 式中： ---回流 —最小回流比 —全塔平均相对挥发度
0 .1Q B
QC 、 Q D
—分别为塔顶冷凝器带走热量、塔顶产品带走热量
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二．设备计算
二．塔和塔板主要工艺尺寸的设计
它包括板间距的初估，塔径的计算，塔板液流型式的确定，板上 清液高度、堰长、堰高的初估与计算，降液管的选型及系列参数的计 算，塔板布置和筛板的筛孔和开孔率，最后是水力校核和负荷性能图。
x n x q 且 x n 1 x q 时，就以第 n 块板为进料板。
（4）实际板数的确定 板效率：利用奥康奈尔的经验公式
E T 0 .4 9
L
L
0 .2 4 5
其中：
—塔顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
—塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
mpa sLi来自对于多组分的液相粘度： L
3. 附属设备设计和选用 (1)加料泵选型，加料管规格选型 加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。
大致估计一下加料管路上的管件和阀门。
(2)高位槽、贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。 贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。 (3)换热器选型
对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。
1、板间距 H T 的初估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔 可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹 性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金 属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选 板间距时可参考下表所列的推荐值。 表 1 板间距与塔径关系 塔 径 D, m
化工原理课程设计 ——板式精馏塔设计
化工原理课程设计
——筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书 第二部分：设计方法
第三部分：化工塔器CAD设计软件介绍
第四部分：设计示例
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第一部分：化工原理课程设计任务书
一. 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计 二. 原始数据