化工原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计系别：化学工程系班级：水净化1001学号：0903100108 姓名：泽于指导老师；黄秋颖目录第一部分概述 (4)一、设计目标 (4)二、设计任务 (4)三、设计条件 (4)四、设计容 (4)五、工艺流程图 (5)第二部分工艺设计计算 (6)一、设计方案的确定 (6)二、精馏塔的物料衡算 (6)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)3.物料衡算原料处理量 (6)三、塔板数的确定 (7)1.理论板层数T N的求取 (7)2.全塔效率T E (8)3.实际板层数的求取 (8)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)1.操作压强计算 (9)2.操作温度计算 (9)3.平均摩尔质量计算 (9)5.液相平均表面力计算 (10)6.液相平均粘度计算 (11)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)1.塔径的计算 (11)2.精馏塔的有效高度的计算 (12)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (13)1.溢流装置计算 (13)2.塔板布置 (14)3.筛孔数n与开孔率 (15)七、筛板的流体力学验算 (15)1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h (15)2.雾沫夹带量V e的验算 (16)3.漏液的验算 (17)4.液泛验算 (17)八、塔板负荷性能图 (17)1.漏液线 (17)2.雾沫夹带线 (18)3.液相负荷下限线 (19)4.液相负荷上限线 (19)5.液泛线 (20)6. 操作线 (21)十、操作方案的说明： (23)附表 (24)总结 (26)参考文献 (26)第一部分概述一、设计目标分离苯—甲苯混合液的筛板式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。
已知原料液的处理量为9000kg/h，组成为0.49（苯的摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.93，塔底釜液的组成为0.02。
三、设计条件四、设计容编制一份设计说明书，主要容包括：1、前言2、流程的确定和说明3、生产条件的确定和说明4、精馏塔的设计计算：（1）工艺条件及有关物性数据的计算（2）精馏塔塔体工艺尺寸的计算（3）塔板主要工艺尺寸的计算（4）塔板的流体力学验算（5）塔板负荷性能图（精馏段）（选作）5、设计结果列表6、设计结果的讨论和说明7、主要参考资料8、结束语五、工艺流程图精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。
釜液冷却器和产品冷凝器等设备。
热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。
另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔。
操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。
且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。
以测量物流的各项参数。
塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。
若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。
总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。
连续精馏操作流程图第二部分 工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。
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入精馏塔，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。
二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 A M =78.11kg/mol甲苯的摩尔质量 B M =92.13kg/mol2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数F M =0.49⨯78.11+ (1-0.49)⨯92.14=85.26kg/molD M =0.93⨯78.11+ (1-0.93)⨯92.14=79.09kg/mol W M =0.02⨯78.11+ (1-0.02)⨯92.14=91.85kg/mol 45.013.92)49.01(11.7849.011.7849.0)1(=⨯-+⨯⨯=-+=B F A F A F F M x M x M x W92.013.92)93.01(11.7893.011.7893.0)1(=⨯-+⨯⨯=--=B D A D A D D M x M x M x W02.013.92)02.01(11.7802.011.7802.0)1(=⨯-+⨯⨯=-+=B W A W A W W M x M x M x W3.物料衡算原料处理量总物料衡算D＇+W＇＝9000苯物料衡算0.92Ｄ＇+ 0.02Ｗ＇＝0.45 9000联立解得D＇= 4300 kｇ/h，W＇= 4700 kｇ/h，Ｆ＇＝9000kg/hF=9000/85.26= 105.56 kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/h,W=4700/91.85= 51.17kmol/h三、塔板数的确定1.理论板层数T N的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。
①由附表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图及t-x-y图②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
在图中对角线上，自点e （0.49, 0.49）做垂线，ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点F 坐标为： q y =0.70 q x =0.49 故最小回流比为：min R =qq q D x y y x --=49.0-70.070.093.0-=1.095取操作回流比为： 19.2095.122min =⨯==R R④求操作线方程精馏段操作线方程： 3.0676.009.3093.09.309.211+=+=+++=x x R x x R R y D ⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，由图可知求解结果为：总理论板层数10)111(=-=T N 层，精馏段4层，提馏段6层。
进料板是第五块板2.全塔效率T E=T E 0.17-0.616lg m μ，5.8625.915.812=+=+=进顶T T T 度根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为86.5度，该温度下进料液相平均黏度为)(269.02985.051.02935.049.0)49.01(49.0s mPa m ⋅=⨯+⨯=-+=甲苯苯μμμ故 50.0495.0296.0lg 616.017.0≈=-=T E3.实际板层数的求取精馏段实际板层数：（层）精8.504==N提馏段实际板层数：（层）提125.06==N 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。
1.操作压强计算塔顶操作压强 3.10543.101=+=D p kPa 每层塔板压降 7.0=∆p kPa进料板压强 9.11087.03.105=⨯+=F p kPa 提馏段平均压强 1.1082/)9.1103.105(=+=m p 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、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下:塔顶温度T D =81.5 ℃ 进料板温度T F =91.5℃ 平均温度 5.8625.915.81=+=T ℃ 3.平均摩尔质量计算⑴塔顶摩尔质量计算：由93.01==y x D 查表得：X 1=O.83 kmol kg M M D VDm /09.79==koml kg M LDm /49.8013.92)83.01(11.7883.0=⨯-+⨯= ⑵进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得70.0=F y 查平衡曲线，得49.0=F x kmol kg M VFm /316.8213.92)7.01(11.787.0=⨯-+⨯=kmol kg M LFm /26.8513.92)49.01(11.7849.0=⨯-+⨯= ⑶精馏段平均摩尔质量 kmol kg M Vm /7.802316.8209.79=+=kmol kg M Vm/88.82226.8549.80=+=4.平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即92.2)1.2735.86(314.87.801.108=+⨯⨯==RTPM m mV 精ρ3m /kg⑵液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算：i i Lma ρρ/1∑=①塔顶液相平均密度计算：由T D =81.5℃，查附表得℃5.813=lA ρ ℃5.808=lB ρ3/1.8135.80808.05.81392.01m kg LmD =+=ρ②进料板液相平均密度计算由T F =91.5℃，查附表得 ℃805=A ρ ℃802=B ρ 进料板液相的质量分数计算 45.013.92)49.01(11.7849.011.7849.0=⨯-+⨯⨯=A a3/35.80380255.080545.01m kg F Lm =+=ρ③精馏段液相平均密度为 3/23.808235.8031.813m kg Lm =+=ρ5.液相平均表面力计算液相平均表面力依下式计算，即i i ni Lm x σσ⨯∑==1⑴塔顶液相平均表面力计算由T D =81.5 ℃，查附表得 m mN A /24.21=σ m mN B /42.21=σ m mN m /25.2142.21)93.01(24.2193.0=⨯-+⨯=顶σ ⑵进料板液相平均表面力计算由T F =91.5℃，查附表得 m mN A /9.18=σ m mN B /4.20=σ m mN m /67.194.20)49.01(9.1849.0=⨯-+⨯=进σ 精馏段液相平均表面力为： m mN m /46.20267.1925.21=+=σ6.液相平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：i i ni Lm x μμ1=∑=⑴塔顶液相平均粘度计算由T D =81.5 ℃，查附表得 s mPa A •=303.0μ s mPa B •=305.0μ s mPa L •=⨯-+⨯=303.0305.0)93.01(303.093.0顶μ ⑵进料板液相平均粘度计算由T F =91.5℃，查附表得 s mPa A •=274.0μ s mPa B •=28.0μs mPa L •=⨯-+⨯=277.028.0)49.01(274.049.0进μ 精馏段液相平均粘度为 s mPa L •=+=29.02277.0303.0μ③求精馏塔的气、液相负荷h kmol D R V /5.17339.5419.3)1(=⨯=+= s m VM V Vm Vm S /33.192.236007.805.17336003=⨯⨯==ρh kmol RD L /68.11339.5409.2=⨯==s m LM L Lm Lm S /0032.023.808360088.8268.11336003=⨯⨯==ρs m L L S h /68.1136002==五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算取板间距m H T 30.0=，取板上液层高度m h L 06.0=， 则 m 24.006.03.0=-=-L L h H041.0)92.223.808)(29.10032.0())((2121==V L S S V L ρρ查smith 图得20C =0.072,依式校正到物系表面力为20.46mN/m 时的C 072.0)2046.20(072.0)20(2.02.020===σC C2.192.292.223.808072.0max =-=-=V V L Cu ρρρ 取安全系数为0.70，则空塔气速为：s m u u /84.02.170.070.0max =⨯== m u V D S 4.184.029.144=⨯⨯==ππ 按标准塔径圆整后为 m D 4.1=2.精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为 m H N Z T 8.24.0)18()1(=⨯-=-=精精提馏段有效高度为 m H N Z T 4.44.0)112(1=⨯-=-=）（馏馏 在进料板上方开一人孔，其高度为0.64m ，故精馏塔的有效高度为 m Z Z Z 84.764.04.48.264.0=++=++=馏精六、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。