筛板精馏塔设计说明书--参考书

中原工学院能环学院

化工原理课程设计说明书

设计名称：10000吨酒精连续筛板精馏塔设计 班 级： 环境041

姓 名： ××× 学 号： [1**********] 指导老师：陈启石

2006 年 1 月12日

设计任务书

一、设计题目

4500吨酒精连续筛板精馏塔设计 二、设计任务及操作条件

1、 设计任务：

生产能力（塔顶产品） 4500 吨／年

操作周期 300 天／年

进料组成 40％ （质量分数，下同） 塔顶产品组成 ≥94％ 塔底产品组成 ≤1% 2、 操作条件

操作压力 常压 （塔顶） 进料热状态 泡点 单板压降： ≯0.7 kPa 3、 设备型式4、 厂 址 三、设计内容： (1) 精馏塔的物料衡算； (2) 塔板数的确定：

(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； (4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (5) 塔板主要工艺尺寸的计算； (6) 塔板的流体力学验算： (7) 塔板负荷性能图； (8) 精馏塔接管尺寸计算； (9) 绘制生产工艺流程图；

(10) 绘制精馏塔设计条件图；

(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 三、参考资料

1. 陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计. 上海：华东理工大学出版社，2005 2. 黄璐，王保国. 化工设计. 北京：化学工业出版社，2001

3. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）. 天津：天

津大学出版社，2002 4. 5. 6. 7.

陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995 石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，1997 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988

8. 时钧，汪家鼎等. 化学工程手册，. 北京：化学工业出版社，1986

9. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986

10. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，

1994

目 录

注意：以下仅为示例，可根据具体情况作相应的变化

概述：

一、精馏过程简述……………………………………………………………1 二、精馏意义…………………………………………………………………1 三、设计方案简介……………………………………………………………1

第一部分：工艺设计

一、设计任务…………………………………………………………………2 二、全塔物料衡算……………………………………………………………2

1) 确定关键组分………………………………………………………2 2) 换算成摩尔百分比…………………………………………………3 3) 平均摩尔质量………………………………………………………3 4) 全塔物料衡算………………………………………………………3 三、确定NT…………………………………………………………………3

1) 确定NT……………………………………………………………3 四、计算板效率ET……………………………………………………………5 五、摩尔流率的计算…………………………………………………………6 六、热量衡算…………………………………………………………………6 七、填料的选择………………………………………………………………6 八、塔径的确定………………………………………………………………6 九、填料层压降的计算………………………………………………………7 十、填料层高度的计算………………………………………………………9

第二部分

一、填料塔的附属元件………………………………………………………9 二、管道及其校核……………………………………………………………10 三、储罐………………………………………………………………………11 四、泵…………………………………………………………………………11

第三部分

一、数据总汇…………………………………………………………………12

第四部分

一、设计的评述及有关问题的讨论…………………………………………13 二、设计心得…………………………………………………………………14 三、主要参考文献……………………………………………………………14

1、设计方案的确定及工艺流程的说明

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至泡点84℃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25℃后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜残液送至废热锅炉。

2﹑主要参数计算 2.1 物料衡算

2．1．1 塔顶、原料和塔釜残液的摩尔分数

xd

93/4693/467/18

0.8387

xF

35/46

35/46(135)/18

0.1740

假设塔底质量分数为1%， xw

1/461/46(11)/18

0.00394

2．1．2 料液及塔顶底产品的摩尔流率 采出比为：

DFxFxwxdxw



0.17400.003940.83870.00394

0.2037

取一年工作时间为300天，则： 质量进料量 F'进料平均分子量

MxFM酒精(1xF)M水0.174046（10.1740）18 22.87g/mol

1000093%10

3

30035%243600

1.025kg/s

摩尔进料量 FF'M1.02522.870.04481kmol/s 摩尔塔顶采出量 D

DF

F0.20370.044819.128710

3

3

kmol/s

摩尔塔底采出量 WFD0.044819.1287100.035681kmol/s

2.2 塔板数的确定 2.2.1确定操作的回流比R

利用课本第71页数据数据作图得x~y曲线

由此图1可知最小回流比为：（注意：此图用大一些座标纸绘制，并列在说明书

的附图中）

xdRmin1

'

0.31

Rmin1.705R2Rmin3.410

圆整取R=4.0

2.2.2求理论塔板数

精馏段操作线方程：

yn1

RR1

xn

xdR1

0.8xn0.16774

提馏段操作线方程： yn1

RDF(R1)D

xn

FD(R1)D

3

xw

R

F

D

R1

xn

FD

1

R1

xw

1.7818xn3.080410

泡点进料，所以：q=1.

则：xqxF0.1740

q点坐标：（0.1740，0.30694）

由附图2可知：理论塔板数为13，其中第11块塔板为加料板。 由相平衡数据可以得出

塔釜温度为99.1℃；塔顶温度为78.2℃；平均温度为88.65℃。 查表得平均温度下纯物质的黏度为： HC

2O

0.32mPaS0.37mPaS

2H5OH

由此图1可知最小回流比为：（注意：此图用大一些座标纸绘制，并列在说明书

的附图中）

xdRmin1

'

0.31

Rmin1.705R2Rmin3.410

圆整取R=4.0

2.2.2求理论塔板数

精馏段操作线方程：

yn1

RR1

xn

xdR1

0.8xn0.16774

提馏段操作线方程： yn1

RDF(R1)D

xn

FD(R1)D

3

xw

R

F

D

R1

xn

FD

1

R1

xw

1.7818xn3.080410

泡点进料，所以：q=1.

则：xqxF0.1740

q点坐标：（0.1740，0.30694）

由附图2可知：理论塔板数为13，其中第11块塔板为加料板。 由相平衡数据可以得出

塔釜温度为99.1℃；塔顶温度为78.2℃；平均温度为88.65℃。 查表得平均温度下纯物质的黏度为： HC

2O

0.32mPaS0.37mPaS

2H5OH

L



Li

xi0.320.1740.37(10.174)0.3613mPaS

2.2.3求实际塔板数

1

用3(塔顶进料塔底）

，



yAyBxAxB

（A为酒精）计算得

8.007

由经验公式 ET0.49L

ET0.49L

0.245

0.245

（见参考书-1）可得全塔效率为

0.245

0.49(8.0070.3613)0.3777

实际塔板数为：

NP

NTET



130.3777

35

其中第29块为加料板，精馏段塔板数为28块，提馏段塔板数为6块。

2.3 塔径初选

2.3.1提馏段：

(1) 平均温度

塔釜温度为99.1℃, 加料板为84℃ 平均温度为91.53C。 （2）平均密度

此温度下的气液平衡组成为：y0.3038,x0.0514 质量分数为：L0.1216,v0.5272 此温度下的纯物质气液密度分别为： 纯水的气液密度为

10.4486kg/m,1961.1kg/m。

v

3

L

3

纯酒精的气液密度为

22.3kg/m,2730.0kg/m。

V

3

L

3

气液平均密度为：



v

0.52722.3(10.5272)0.44861.424kg/m

1

3

L

L2

L



1L



1

0.1216730.0



10.1216961.1

3

925.474kg/m

1

L

（3）气液平均分子量 气液平均分子量为：

MM

V

460.303818(10.3038)26.5064g/mol460.051418(10.0514)19.4392g/mol

L

（4）气液质量流量

气液质量流量分别为：

WLMLLML(LqF)19.4392(49.128710

3

0.04481)1.5809kg/s

WvMVVMVVMV(R1)D26.5064(41)9.128710

3

1.2098kg/s

FLV

WLWV

VL



1.58091.2098

1.4247925.4743

0.0513

（5）液相的平均表面张力σm

塔底：w,A

21.08mN/m

；W,B

26.02mN/m

（80℃）

塔底平均表面张力

AB

W,m

xx

BAAB

21.0826.02

21.14mN/m21.080.01426.020.986W

进料板：σF,A20.20mN/m；σF,B25.34mN/m（88℃） 进料板平均表面张力 σAσB

σF,mσxσx

BAAB

20.2025.34

21.38mN/m 

20.200.27225.340.728F

提馏段：σm21.1421.38/221.26mN/m

注意这些数据仅为例子，不是真实数据

（6）液泛气速

初选塔板间距0.45m,由smith关联图（课本第129页）查得：C200.092 实际表面张力为：36.6mN/m 36.6

CC20

20

0.2

0.1038

液泛气速为： ufC

LV

V

0.1038

925.47431.4247

1.4247

2.6425m/s

2.3.1 精馏段：

平均温度为：t

t1t2

2



78.283.96

2

81.1C

该温度下的气液平衡组成为：x0.3636,y0.5981 质量分数为：L0.594,V0.792 纯物质密度分别为：

1971.1kg/m,10.3059kg/m

L2

L3V3

735kg/m,

3

V2

1.62kg/m

V0.3059(10.792)1.620.7921.35kg/mL

1

0.594735



10.594971.1

815.5kg/m

3

3

平均式量：

M

L

460.598118(10.5981)34.75

MV460.363618(10.3636)28.18

气液质量流量：

WLMLL28.1849.128710WVMVV34.7559.128710

FLV

WLWV

33

1.027kg/s1.586kg/s

VL



1.0271.586

1.35815.5

0.0263

初选塔板间距为HT

0.4m

由费尔关联图（见资料117页，课本129页）查得：

C200.082

23mN/m



CC20

20ufC

0.2

0.0843

815.51.35

1.35

LV

V

0.08432.07m/s

比较精馏段与提馏段液泛气速，应以较小者计算故取精馏段计算。 气相流量：

Vs

WV

1.5861.35

1.17m/s

3

V

以下计算可参阅资料116页和131页的例题，则易看懂！

操作气速取设计气速为液泛气速的0.8倍，则

u0.8uf0.82.071.656m/s

气体通过面积为：

A

Vsu1.171.656

0.7094m

2

取lw0.7D则有，（lw /D的选取方法见课本130页）

AfAT

0.088

则塔板总面积为

AT

1AAfAT



0.709410.088

0.7778m

2

则塔径为

D'

4AT





40.77783.14

0.995m

根据塔的系列化规格，将塔径圆整到1m，作为初选塔径（见资料113页） 圆整后取塔径为：1m 此时，

AT

D

4

2

0.785m

2

Af0.088AT0.069m

2

AnATAf0.7850.0690.7159mun

VsAT



1.170.7159

1.63m/s

2

lw0.7D0.7munuf

1.632.07

0.787

2.3 塔高计算（参阅资料138页）

取精馏段板间距0.4m,提馏段板间距0.45m。釜液取20分钟缓冲量： h

4Vh3D

2



42.31333.1411

1m

裙座取2m，釜液上部与塔顶第一块塔板上的气液分离高度为1.5米。

H260.450.450.70.8211.5220.5m

2.4选择平顶溢流堰，并依据参考书2表10-2取精馏段堰高hw0.05m，提留段堰高

hw0.05m。

采用垂直弓形降液管和普通平底受液盘，取降液管底部与下块塔板的间隙高度为：

ho0.03m，

取WsWs'0.07m,Wc0.03m 从参考书2图10-40查得

Wd0.145D0.14510.145m

于是可以算出，

xr

D2D2

(WdWs)0.285m

Wc0.47m

有效面积

Aa2(xrxrsin0.5008m

22

2

2

1

xr

2(0.2850.470.285

22

0.47sin

21

0.2850.47

取筛孔孔径do5mm 孔中心距与孔径比t/d03.0



A0Aa

0.907(

d0t

)

2

0.9073.0

2

0.1008

则筛孔总面积

A0Aa0.50080.10080.07268m

2

6.塔板校核 （计算原理见资料122页4。4。6节，或课本131页） （1）板压降校核

取板厚 （板厚的取法见资料119页）

3mm,/d03/50.6

A0AT2Af



0.072680.78520.069

0.07805

查参考书2图10-45干板孔流系数C00.73 由干板阻力 1vu0

hd

2gLC0

129.81



1vVs

2gLC0A0

2

2





2

1.351.17

0.041m815.50.730.0505

2

由how2.8410

3

Lh3

El可以得到清液高度。 w

Lh

WL

L

36004.53m/h

Lh

3

11.05

lw0.7m,

lw

2.5

由参考书2图10-48得到校正系数E=1.02

2

how2.8410

3

4.533

1.020.101m

0.7

按面积(AT2Af)计算的气速， ua

VsAT2Af



1.170.78520.069

1.81m/s

相应的气体校正因子

Fauav

0.5

1.811.35

0.5

2.103

由参考书2图10-46查得液层充气系数0.59 液层阻力（以液高表示）

hL(hwhow)0.59(0.050.0101)0.035m

板压降 hfhdhL0.03530.0350.07599m 本设计为常压操作，对板压降本身无特殊要求。

（2）液沫夹带校核（雾沫夹带校核）（泛点百分率的概念见课本130页） 按FLV0.0263和为0.787。（从课本132页图10-47液沫夹带关联图可得）

0.068 求得

ev



LsL

1Vsv



0.06810.068

1.25910

3

815.5

1.171.35

0.0470.1

（

因此，液沫夹带量复合要求，（如果大于0.1，处理方法见课本133页）。 （3）溢流液泛校核

溢流管中的当量清液高度计算：（可参见课本133页） 已知：hw0.05m,how0.0101m,0.01m,hf0.069m 降液管阻力



Ls

hf0.153lh

wo4.530.1530.00055m

36000.70.03

2

2

Hdhwhow

h

f

hf0.050.01010.0100.000550.0690.1395m

乙醇—水为不易起泡物系 取0.6

降液管内的泡沫层高度H

fd



Hd





0.13950.6

0.233m0.45m

不会发生溢流液泛。

（4）液体在降液关内的停留时间校核 液体在降液关内的停留时间校核 

AfHdLs



0.0690.13951.25810

3

7.65s3s

不会发生严重的气泡夹带。 （5）漏夜点校核 uow用试差法求取

设漏夜点的孔速 uow9.2m/s ，相应的动能校正因子（以AT2Af为基准） Fuav

0.5



uowAoAT2Af

v

0.5



9.20.05050.78520.069

1.35

0.5

0.83433

塔顶上的当量清夜高可由下式计算，

hc0.00610.725hw0.006F1.23

Lslw

0.00610.7250.050.0061.2661.23

1.25810

0.7

3

0.03928

由参考书2图10—49筛板塔漏夜点关联图，可得，漏夜点的干板压降

hd0.010m水柱0.0135m液柱

由此求出漏液点孔气速为，

uow

2ghdLCo2V





0.5

19.60.0135815.50.7321.35





0.5

9.23m/s

此计算值与假设值相当接近，故计算结果正确。

1.17

塔板的稳定系数 k

uouow

2.52(1.52.0)

9.2

表明塔有足够的造作弹性。 7.负荷性能图 （1）液相下限

2

令how0.006m，由how2.8410

3

3

Lh3

l得， w

3

Lh2.15m/h。在负荷性能图Lh2.15m/h处作垂线的液相下限线（见附图3）

（2）液相上限线 取液体在

降液管中的停留时间为3s，根据

Lh

HTAf

3



0.40.0693600

3

3

33.12m/h，在负荷性能图Lh33.12m/h处作垂

3

线即为液相上限线。（见附图） （3）漏夜线

把漏夜线近似看成直线，可由两点大致确定其位置。

第一点取液体流量为设计负荷Lh4.53m3/h，其漏夜点孔气速uow9.2m/s，相应的气体流量为Vh1163.52m3/h。

第二点液体流量取Lh20m3/h，其漏夜点孔气速uow10m/s，相应的气体流量

Vh1818m/h

3

由以上两点可得漏夜线（见附图） （4）过量液沫夹带线

同样也近似为直线，由两点确定其位置。

第一点取液气比与设计点相同，FLV0.0263。令ev0.1,求的0.134,并由液沫夹带关联图查得泛点百分率为80%，泛点气速uf2.07m/s已算出，则un1.656m/s，相应

33

气体流量Vh4268.5m/h，液体流量Lh4.567m/h。

第二点取液气质量流率比

WLWV

2，算出相应气体流量Vh2721.2m/h，液体流量

3

Lh9.01m/h。

3

由以上两点可得过量液沫夹带线（见附图）。 （5）溢流液泛线

当降液管内当量清液高度HdHThw时，将发生溢流液泛。对一定液体量L,how,hf,hl（当气速较高时，充气系数β近似于常数0.57）与气体量无关，液面落差

可以忽略。这样，可求出液泛时的干板压降即相应的气体量。

3

第一点取Lh30m/h，

2

how2.8410

3

30337.4910m 0.7

h

f

302



Ls

0.15336000.153lh0.70.03wo



0.0241m 

2

hl(hwhow)0.57(0.050.00749)0.0328m

由Hdhwhowhfhf，得

hdHdhwhowhfhl0.2340.050.007490.02410.03280.11961m

由此求得孔速

2ghdLC02

uov





0.5

27.47m/s

3

则相应气体流VhuoAo36005087.3369m/h

3

第二点取Lh10m/h

2

how2.8410

3

1030.01672m 0.7



0.002677m 

2

hf

10

3600

0.153

0.70.03

hl(hwhow)0.57(0.050.01672)0.038m

hdHdhwhowhfhl0.2340.050.016720.0380.0026770.1266m

由此求的孔速

2ghdLC02

uov





0.5

28.26m/s

气体流量，

VhuoAo36005087.3369m/h

3

若同样将溢流液泛线近似看成直线，连接以上两点可求得（见附图）。

必须绘出负荷性能图并绘出操作线和设计点，还要说明操作点是否合适，如何改进（见资料137页）

五、其他附件的设计计算

1.管径的选择

（1）进出预热器管径的计算 管路的流量：F1.025kg/s

在进口温度与出口温度范围内，料液的密度变化不大，在83.9℃时

1730kg/m,2971.8kg/m

1

0.35730

10.35971.8

F1.025

33

3

856.11kg/m

料液体积流量为，V取管流速u2m/s，

A

Vu

5.98610

0.5

4

856.11

0.001197m/s

3

m

2

4AD



0.0276m27.6mm

圆整后，D=32mm, 5mm，（注意：请自己查阅相关文献，寻找管子规格的资料，然后选取合适的管径核厚度。） (2)加热釜的蒸汽管的管径 蒸汽用量：0.8878kg/s 密度：3.168kg/m3 V





0.88783.168

0.28024m/s

3

取气速u10m/s，

A

Vu

0.2802410

0.5

0.028024m

2

4AD



0.189m

圆整后，D200mm,8mm （3）回流管管径

回流管的摩尔流量为：LRD49.128710平均摩尔量，

4

0.0365kmol/s

M41.48

WL0.036541.481.5146kg/s

次温度下的密度：747.88kg/m3

WL

2.02510m/s

3

3

V



取流速u2m/s，

A

Vu

2.02510

2

0.5

3

1.012610

3

m

2

4AD



0.036m36mm

圆整后，D40mm,8mm （4）冷凝器与冷却器进出口水管的管径

3

冷却水用量：WL25.10kg/s,996.3kg/m

故冷水的体积流量为：V取流速为u3m/s

A

Vu0.02523

0.5

WL





25.10996.3

0.0252m/s

3

0.0084m

2

4AD



0.103m103mm

圆整后，D125mm,8mm （5）上升气体进入冷凝器的管径

上升蒸汽量 V(R1)D(41)9.128710平均分子量 M41.48

w41.480.04561.893kg/s

3

0.0456kmol/s

平均密度 1.35kg/m V

W

1.8931.35

1.40m/s

3

3



取u10m/s，

A

1.410

0.14m

0.5

2

4AD



0.423m

圆整后，D450mm,10mm 2.泵的选型

（1）原料液进入精馏塔时的泵的选型

加料板位置第29块距地面高度为，h(0.450.003)51.5126.8m 考虑到流体阻力等其他因素影响，故可取 H8.0m

进入精馏塔的料液流率为：VL1.19710336004.31m3/h 选型为：IS50-32-200 n=1450r/min （2）冷凝器冷却器的冷凝水泵

冷凝水用量：V0.0252m3/s90.72m3/h 泵的扬程：hZ塔20.5m

考虑管路阻力损失等因素，H22m 选型为：IS100-80-125 n=2900r/min

4.储罐选择 （1）原料储罐

原料的质量流率：F1.025kg/s3690kg/h

33

料液的各组分纯密度和混和密度：1730kg/m,2971.8kg/m



10.35730

0.65

856.11kg/m

3

971.8

36903

4.31m/h 体积流率：V

856.11

33

取一天的进料量为储罐的体积：V0V244.3124103.4m圆整后，V0105m。

（2）产品储管 产品流率：V

D

0.37869103600

740

3



1.84m/h

3

3

取一天的产量为储罐的体积：V0V241.842445m

（3）事故槽体积

事故槽体积取30m。

3

六、数据汇总：

回流比取4，总共34块塔板，第29块加料，V0.0456kmol/s,L0.0365kmol/s

VV0.0456kmol/s,L0.0813kmol/s

七、流程评价与设计认识

1.流程评价

本设计采用较大回流比，设备尺寸小，设备费用低。采用外挂式再沸器，可以使用标准换热器，加热能力提高较易，检修安装方便。塔顶冷凝器利用位差将回流液送入精馏塔回流。采用较小孔径的筛板可以减小漏夜量，由于乙醇-水体系腐蚀性小直接采用塔壁作为降液管的一部分，降低设备费用。

由于本设计采用大回流比，冷凝器再沸器的换热面积比较大，换热量大，操作费用相对增加。

2.设计体会认识

通过本次精馏塔设计，我觉得自己受益非浅。首先，我对精流塔的各部分详细结构以及连接方式有了进一步的认识，对塔设备的功能也有了更深刻的了解。其次，设计过程中我学到了很多相关知识，掌握了精馏塔的设计方法，并熟悉了一些与工程有关的工具书的应用，以及各种化工图表的基本使用方法。在设计过程中，我们遇到了很多问题，对这些问题的解决使我在各方面都有了一定程度的提高。也更有利于促使我对相关知识的学习，以及自己今后的发展。在设计过程中，我们得到了王老师的大力帮助在此表示诚挚的感谢！！

八、参考资料

1.匡国柱 史启才 主编 化工单元过程及设备课程设计 北京：化学工业出版社。2002

2.陈敏恒 丛德滋 等 化工原理（第二版） 北京：化学工业出版社 2000

3. 化工设备设计全书编辑委员会 塔设备设计 上海：上海科学技术出版社 1988

4.《化工设备设计全书》编辑委员会 精馏塔 北京：化学工业出版社 2003

5. 《化工设备设计全书》编辑委员会 换热器 北京：化学工业出版社 2003

注：附小图3张，流程图与装配图各一张。