精馏塔塔设计及相关计算Word格式.docx
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三.设备形式：
筛板塔四.有关物性参数相对分子质量：
苯：
78.11；
氯苯：
112.563/26
序号温度/KXY1404.85002401.150.0350.1463394.150.1020.3354389.550.1610.4645384.450.2320.5756379.550.3150.6787374.050.4190.778370.050.5060.8289365.950.6080.88110360.650.7550.93511356.650.8820.9712355.350.920.9813353.2511五.设计内容
（一）设计方案的确定及流程说明
（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）4/26
（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论5/26
设计方案此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。
整个精馏塔包括：
塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。
塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。
为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。
同时，为了满足需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
工艺流程原料液由高位槽即原料储罐中引出，在预热器中预热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。
6/26
苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一．设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
塔釜采用间接蒸汽加热，蒸汽流量由控制器控制，塔底产品经冷却后送至储罐。
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塔主体设计设计任务及操作条件：
1.进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；
（2）进料热状态泡点进料；
根据设计要求可得：
轻组分摩尔分数：
进料原液：
苯同理可求塔顶产品苯=氯苯97.6%；
塔釜=46.9%%平衡曲线的确定：
1.根据苯-氯苯的相平衡数据作图序号温度XY1404.85002401.150.0350.1463394.150.1020.3354389.550.1610.4645384.450.2320.5756379.550.3150.6787374.050.4190.778370.050.5060.8289365.950.6080.88110360.650.7550.93511356.650.8820.9712355.350.920.9813353.25118/26
XAxisTitleB02468101.0100.880.66BYAxisTitle0.440.220.000.00.20.40.60.81.0A由于泡点进料==0.469回流比：
利用公式；
由图查得=0.805可求得=0.509取R=2=1.18平均摩尔质量：
＝78.11×
0.469＋（1－0.469）×
112.56＝96.40kg/kmol＝78.11×
0.976＋（1－0.976）×
112.56＝78.94kg/kmol＝78.11×
0.029＋（1－0.029）×
112.56＝111.56kg/kmol由于生产能力为96吨/day（24h）原料液。
即为F′=96吨/day=4000kg/h;
F=4000/96.40=41.49Kmol/h′＝′＋′′＝′＋′解得所以D=1515.79/78.94=19.21Kmol/h;
9/26
W=2484.21/111.56=22.27Kmol/h由此可得精馏塔的汽、液相负荷L=RD=1.18×
19.21=22.67kmol/hV=（R+1）D=（1.18+1）×
19.21=41.88kmol/hL′=L+F=22.67+41.49=64.16kmol/hV′=V=41.88kmol/h进而可求操作线方程：
精馏段：
提留段：
查《化学化工物性数据手册》80℃时苯蒸汽压：
。
=110kpa;
140℃时苯蒸汽压：
=480kpa;
。
可求；
氯苯蒸汽压：
=19.66;
kpa氯苯蒸汽压：
=126.1kpa;
（）可以确定在4.705左右。
将进料点带入平衡方程解得因此相平衡方程为其中y=0.805,x=0.469；
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理论塔板数的确定：
现已知：
提留段：
相平衡方程：
（）由此进行逐板法求理论塔板数：
（设塔顶处为第一块板向塔釜标注）=0.976所以第一块板：
（）第二块板：
（）依次计算列入下表：
板数123456789y0.9760.9330.8530.7480.6100.3990.2060.0960.049第4块板进料（x0.8970.7490.5550.3890.2510.1240.0520.0220.011（））0.749备注精馏段精馏段精馏段提留段提留段提留段提留段提留段11/26
B0.00.20.40.60.81.01.01.00.80.80.60.6B0.40.40.20.20.00.00.00.20.40.60.81.0A经作图法验证理论塔板数为8块基本合理塔顶、塔釜、进料板温度及其他物性参数的计算内差法计算温度：
根据查得的气液平衡与温度关系表塔顶：
解得=353.880K=80.730℃进料板：
解得=371.751K=98.601℃塔釜：
解得=401.314K=128.164℃同理用内差法查各处粘度、密度及表面张力：
密度粘度mPa*s表面张力（mN/m）12/26各温度下参数（化学化工物性参数手册）苯氯苯苯氯苯苯氯苯80.000815.0001042.0000.3080.42821.27023.750100.000792.5001091.0000.2550.36318.85021.570120.000768.900996.4000.2150.31316.49019.420140.000744.100972.9000.1840.27414.17017.320
用内差法计算得：
温度/℃密度粘度mPa*s表面张力（mN/m）苯氯苯苯氯苯苯氯苯=80.730814.1791043.7890.3060.42621.18223.670=98.601794.1511097.6170.2580.36619.01521.720=128.164758.777986.8070.2020.29715.54318.563t塔=104.497774.2061017.6710.2240.32417.02119.903全塔平均温度为：
（80.730＋128.164）÷
2=104.497℃t精=89.67804.1211030.8800.2820.39720.10022.696μ=0.224×
0.496＋0.324×
0.504=0.274mPa*s实际塔板数：
α×
μ=4.674×
0.274=1.281mPa*s查塔效率关联图得:
=43%;
=0.49=0.49×
实际塔板数为：
N=0.46117.35；
所以实际塔板数为18块。
精馏段平均物性参数：
由上表参数进行如下计算精馏段平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
平均压强精馏段平均温度已经求得平均温度为：
=（80.730＋98.601）÷
2=89.67℃平均分子量13/26
112.56＝96.40kg/kmol＝78.11×
0.805＋（1－0.805）×
112.56＝84.82kg/kmol＝78.11×
0.897＋（1－0.897）×
112.56＝81.66kg/kmol＝78.11×
112.56＝78.94kg/kmol精馏段：
精馏段平均密度液相平均密度塔顶：
进料板：
精馏段：
汽相平均密度可得可得精馏段液体的平均表面张力塔顶：
进料板：
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氯苯的汽化潜热：
纯组分的汽化潜热与温度的关系式：
r2r0.381tctc?
t2?
t10.38（氯苯的临界温度：
tc?
359.2?
C）（常压沸点下的汽化潜热为35.3×
103kJ/kmol。
）液体的平均粘度塔顶：
；
塔和塔板主要工艺尺寸的设计：
气液相负荷的计算：
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kmol/h15/26
塔直径D的确定：
设板间距液层高度：
查泛点关联图：
0.125×
泛泛圆整后D=600mm;
操作气速u=1.171m/s塔高：
（人孔取700mm）H=（3-1）×
600+（5-1）×
600+700=4300mm=4.3m塔板设计：
采用单流型塔板溢流装置：
溢流堰：
堰长此时堰高m故成立16/26
降液管：
降液管宽查表得所以可求得：
τ=降液管高度：
要求D=0.6m在0.02~0.25之间满足塔板设计塔板布置开孔面积：
据经验值取D=0.600m代入上式;
据经验值：
安定区筛孔：
据经验值取：
孔径17/26无效区孔间距t=2.4则t=12mm
开孔率：
取筛孔数目：
开孔面积：
验证：
筛孔气速：
个基本符合筛板流体力学验算：
塔板压降：
板厚度取查得查得即0.08×
9.81×
888.1=696pa液沫夹量18/26液柱基本符合
漏液点气速校核停留时间核算：
τ=液沫夹带线令基本符合塔板负荷性能图：
得下表序号VsLs12345670.00010.00030.00050.00070.00090.00120.00160.46400.44880.43700.42670.41730.40450.388919/26
液泛线令φ设则φ得则由于则可得则可求得下表序号1234567Vs0.00010.00030.00050.00070.00090.00120.0016Ls0.51680.50550.49540.48520.47470.45760.4315液相上线漏液线可求不同值设则由于则可得则可求20/26
得下表序号VsLs12345670.00010.00030.00050.00070.00090.00120.00160.15620.15890.16090.16270.16430.16650.1691液相下线得下图Vs0.450.400.350.300.3380.250.200.2000.150.100.050.000.00000.00020.00040.00060.00080.00100.00120.00140.0016Ls操作弹性：
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精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目平均压强平均温度平均流量气相液相符号单位PmkPatm℃m3/s计算结果精馏段提馏段106.289.67-0.331-m3/s0.00058-实际塔板数块18板间距m塔段的有效高度Hm塔径Dm空塔气速塔板液流型式um/s溢流管型式溢堰长m流装堰高m置溢流堰宽度m底隙高度m0.64.30.61.171单流型弓形0.3850.0610.0750.051板上清液层高度m0.06孔径孔间距孔数开孔面积筛孔气速mmmmn个A0m2m/s51210060.019716.8022/26
塔板压降液体在降液管中的停留时间降液管内清液层高度雾沫夹带负荷上限kPaSmkg液/kg气0.69617.580.04860.022雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s0.338气相最小负荷操作弹性项目平均压强平均温度平均流量气相液相m3/s符号单位PmkPatm℃m3/s0.2001.69计算结果精馏段提馏段108.189.305113.2850.3550.379m3/s0.0006650.00198实际塔板数块9板间距m塔段的有效高度Hm塔径Dm空塔气速um/s塔板液流型式溢流管型溢式流装堰长m置堰高m0.64.30.60.699单流型弓形0.720.050423/26
溢流堰宽度底隙高度板上清液层高度孔径孔间距孔数n开孔面积A0筛孔气速塔板压降液体在降液管中的停留时间降液管内清液层高度雾沫夹带负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷操作弹性mmmmmmm个m2m/skPaSmkg液/kg气m3/sm3/s0.180.0230.0641224850.031211.830.65742.880.1340.022雾沫夹带控制漏液控制0.5100.2372.1524/26
塔顶空间：
塔底空间：
附属设备选型冷凝器选型冷凝器的热负荷Q?
Vr?
?
235.33?
78.59?
?
310?
/3600?
1593kW传热面积：
管数：
选AES700-4-158.4-6/25-2Ⅰ进料为高位槽进料。
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设计感想通过本次板式塔的设计和选型，整体地了解了塔设计的全过程、附属设备的配套选型，和塔设计的精细要求。
对学习过的精馏塔相关知识有了更深的理解，对化工过程有了进一步的了解。
本次设计虽然不是一个现实工厂里的的工程设计，但也是一次理论与实际结合的机会学习到理论知识的重要，和设计经验的重要性。
学习了在工程设计中的设计方法，和一些设计技巧。
学习到参数核算，参数调整的简单方法，进一步学习了对试差法、内差法、图解法、逐板法等方法的使用，也学会了Origin作图软件的简单使用。
在本次设计过程中设计思路不是很清晰，理论知识的运用也不是很熟练，说明自己对理论知识的掌握还不够扎实，对知识在实践中的应用不够灵活。
通过这次设计了解了自己在化工原理学习中的缺陷不足，让自己进一步、更好地学习这门课程。
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