化工原理课程设计之精馏.docx

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化工原理课程设计之精馏

1设计概述

1.1设计题目：

筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计

1.2工艺条件：

生产能力年工作日原料组成产品组成操作压力进料温度进料状况加热方式回流比：

10000吨/年（料液）

300天

50%^酮，50%水（质量分率，下同）馏出液99.5%丙酮，釜液0.05%丙酮塔顶压强为常压

泡点

泡点

直接蒸汽加热

自选

2.2全塔物料衡算与操作方程

2.2.1精馏塔的物料衡算

进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

酮的摩尔质量MA=58.08Kg/kmol

MD=0.98458.08+（1-0.984）18.02=57.439kg/kmol

MW=0.000558.08+（1-0.0005）18.02=18.040kg/kmol

物料衡算

联立F二DW和Fxf=DxdWxw

解得D=12.15kmol/hW=38.33kol/h

222塔板数的确定

.求最小回流比及操作回流比

用作图法求最小回流比【2】

由题设可得泡点进料q=1则Xf=Xq，又附图可得Xe=0.237,=0.822。

确定操作回流比:

「（1.1~2叭.

令R=2秸n=0.556

求精馏段的气、液相负荷

L=RD0.556X12.15=6.76kmol/h

V=（R+1）D=（0.556+1）12.15=18.91kmol/h

L=L+F=6.67+50.48=57.15kmol/h

V=V=18.91kmol/h

R=（1.1~2.0）Rmin

令R=2Rmin=3.778

求精馏段的气、液相负荷

L=RD=3.778X12.15=45.90kmol/h

V=（R+1）D=（3.778+1）X12.15=58.05kmol/h

L=L+F=45.90+50.48=96.38kmol/h

V=V=58.05kmol/h

操作方程

LD45901215

精馏段y=LxDx45j90x12150.984=0.791x0.206

VVAD58.0558.05

提馏段八±x—^Xw二96.3^—38330.00016=1.660x—0.00011

VV58.0558.05

利用图解法求理论班层数，可得：

总理论板层数Nt=18块（包括再沸器）,进料板位置Nf=15

2.3全塔效率的估算

用奥康奈尔法（O'conenell）【3】对全塔效率进行估算：

根据丙酮一水系统t—x（y）图可以查得：

td=56.88°c（塔顶第一块板）xD=0.984y1=0.984x1=0.960

设丙酮为A物质，水为B物质

所以第一块板上：

yA=0.968xA=0.95y=0.032xB二0.05

可得：

aAB（D）=Ya/Xa=1.59

yB/xB

tF=61.86°c（加料板）xf=0.237yF=0.822

假设物质同上：

yA=0.822xa=0.237yB=0.178xB=0.763

可得：

aAB（F）二=14.87

yB/xB

tw-100°c（塔底）xw=0.00016yW=0.00027

假设物质同上：

yA=0.00027xa=0.00016yB=0.99973xb=0.99984

可得：

aAB（W）二yA/xA=[.69

yB/xB

所以全塔平均挥发度：

a=3aAaFaW=3.42

精馏段平均温度tm=（61.86+56.88）/2=59.37C

查前面物性常数（粘度表）：

59.370C时，」水二0.477mPa.s「丙酮=0.233mPa

所以烽“・=0.4280.4770.2330.572=0.337

查850C时，丙酮-水的组成

y水=0.551x水=0.9757y丙酮=0.449x丙酮=0.0243

所以ET（精）=0.49（3.420.33）7°^=0.473

同理可得：

提留段的平均温度t2」b+TfJ00*".86*。

93C

22

查表可得在80.93°C时需水=0.32mPa」丙酮=0.197mP.a

X水=0.964x丙酮=0.036

卩提=送x#i=0.329x0.964+0.197x0.036=0.324

Et（提）=0.4（3.420.324）亠245=0.478

Nt

2.4实际塔板数

精馏段：

14

Nr（精0.473-29.6'取整30块'考虑女全系数加块为30块。

实际塔板数

【4】

Np

E

T

提馏段：

Ns（提）「0.478心，取整9块'考虑女全系数加块'为9块。

故进料板为第31块，实际总板数为39块

全塔总效率：

Et=Nt一1=0.44

Np

2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例计算2.5.1操作压力计算

精馏段塔顶压强Pd=101.325KPa

若取单板压降为0.7,则

进料板压强Pf=PD0.730=122.325KPa

精馏段平均压强巳J01.325122.325=111.825KPa

2

2.5.2操作温度计算

位置

进料板

塔顶（第一块板）

摩尔分数

xf=0.237

y1=xD=0.984

yf=0.822

x1=0.960

摩尔质量/kg/kmol

Mvf=50.95

MLf=27.51

MVm=56.80

MLm=56.08

温度/C

：

61.86

56.88

精馏段平均温度tm=（61.86+56.88）/2=59.37C

2.5.3平均摩尔质量计算

液相平均温度：

tm=（tf+td）/2=（61.86+56.88）/2=59.37C

液相平均摩尔质量MLg=（27.51+56.08）/2=41.80kg/kmol

2.5.4平均密度计算

在平均温度下查得嘉酮二738.7kg/m3^水=984.1kg/m3

液相平均密度为：

1

其中，a1=0.1580a2=0.8420

所以，液相平均密度为plm=935.0kg/m3

气相平均摩尔质量

"▽皿=50.9556.80=53.88kg/kmol

2

气相平均压强pm=101.325122.325=111.825KPa

2

2.5.5液体平均表面张力计算

在塔顶的温度下查表面张力表6=19.01mN/m6=66.53mN/m

Jd=0.98419.010.01666.53=19.77mN/m

在进料板温度下查表面张力表：

-1=18.60mN/m二2=65.68mN/m

二mF=0.23718.60•（1-0.237）65.68=54.52mN/m

精馏段液相平均表面张力

m

19.7754.52

二37.145mN/m

山二0.24mPs二0.51mPas

2.5.6液体平均粘度计算在塔顶的温度下查粘度表

lgJmD=0.984Ig0.24（1-0.984）Ig0.51

」mD二0.243mPs

在进料板温度下查粘度表：

山=0.23mPsH二0.46mPas

lg」mw=0.237Ig0.23（1—0.237）Ig0.46

"mw=0.390mPs

精馏段液相平均粘度

2.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.6.1塔径的计算

精馏段的体积流率计算：

汽相负荷V（R+1）D=（3.778+1）X12.15=58.05kmol/h

液相负荷L=RD=3.778X12.15=45.90kmol/h

VMvm

58.0553.88

3600；\m

-36002.18

LMlm

45.9041.80

3600；\m

-3600935.0

一匚

=cL

V

LS

3

-0.00057m3/s

2

-0.399m/s

Umax

图横坐标:

Vs

（迦宀0.030

0.3992.18

取板间距Ht=0.3m，板上液层高度％=0.06m

Ht-hL=0.3-0.06=0.24m

C20=0.052

:

查附图：

C=c20（6）0.2=0.052（37.145）0.2=0.05892020

<935.0-2.18

Umax-0.05891.21m/s

:

2.18

取安全系数为表观空塔气速:

0.7,则

U=0.7Umax=0.853m/s

估算塔径：

D—J'—1.28m

\0.285U

塔截面积：

22

At二1.28=1.287m

4

实际塔气速：

Vs0.399

Us0.31m/s

At1.287

262精馏塔的有效高度的计算

精馏段有效高度为：

Z精二N精-1Ht二30-10.3=8.7m

提留段有效高度为：

Z提二N提-1Ht=9-10.3=2.4m

在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为:

~Z=~Z精Z提0.8=11.9m

2.7精馏塔的塔体工艺尺寸计算

2.7.1溢流装置的计算

堰长lw

可取lw=0.66D=0.66X1.28=0.84m

溢流堰高度hw

284“l'

由how=hi_-hw，选用平直堰，堰上液层高度：

h°w=—E」

10001丿

取用E=1，则h°w=空^知J36°°x°.°°°57『=0.0052m1000I0.84丿

取液上清液层高度hL=60mm

hw=0.06-0.0052=0.0548m

Wd=0.1361.28=0.17曲Af=0.07621.2870.098mf

用经验公式【6】

一3600^,600o.°9810.3=51.63s.5s

Lh0.00057x3600

故降液管设计合理。

降液管底隙高度h0比hw低10mm，则:

h0=hw—0.01=0.0548—0.01=0.0448m

故选用凹形受液盘，深度hw=50mm

2.7.2塔板布置

塔板的分块

因为D>800mm,故塔板采用分块式，查表5-3得：

塔板分3块边缘区宽度确定

取WS-WS-0.070m,W.-0.035m

开孔区面积Aa

f2\

厲=2x*r—x+arcsin-

\、180r丿

D128

xW0.09810.07=0.471n9

22

其中,

Di28

rWL0.0350.6Om

22

''；兀汉0.6050.47192

Aa=2汉0.471Q0.60%—0.4712孑arcsYn=0.36m2

、、、1800.605

筛孔计算及其排列

选用S=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d0=5mm

筛孔数目：

n=1.155Aa/t2=1.155°2369=1895个

0.015

2=0.907

开孔率：

气体通过阀孔的气速为:

=0.907

溜=10”%

U。

=0.399/0.1010.369]=10.71m/s

2.8筛板的流体力学验算

2.8.1塔板压降

干板阻力hc计算

干板阻力九=0.015”也〕律

2。

八％丿

由所选用筛板d°十5".67，查得C。

=0.773

2

hc=0.051Q0.7%773W2.I8/935=0.022m液柱

气体通过液层的阻力hL的计算

气体通过液层的阻力hL二-hi

查图得：

2-0.75

Ah=0%=（hw+%（0.0548+0.0052）=0.045

液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力

419.7710*

9359.810.005

=0.0017m液柱

.气体通过每层塔板的高度hp可计算:

hp=hchLh一-0.0695Pp=hp\g=63Pa：

：

70P

（700Pa=S计允许值）

2.8.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。

2.8.3液沫夹带

液沫夹带量，采用公式-5.710"6二UaHT-hf3.2

由hf=2.5hL=2.50.045=0.113m

_6/32

缶"5.7X0:

10.71、cw

所以s=XI=0.012<0.1

19.77x102.3—0.113丿

故设计中液沫夹带量e^允许范围内

2.8.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速：

U0,min二4.4C。

「0.0056一0.13^二

=4.40.7720.00560.130.045-0.0017935.0/2.18

=6.95m/s

实际空速：

U0=10.71ms

稳定系数：

K二乩=1.541.5

Uo,min

故在本实验中无明显漏液。

2.8.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子

Hd乞:

Hthw

取即=0.5,「Ht51=0.50.30.0548[=0.177

而Hd二hphihd，板上不设进口堰，则有

hd=0.153U0$=0.153汉（0.08丫=0.001m液柱

Hd=hphhd=0.080.0450.00仁0.126：

：

4HThw

可知，本设计不会发生液泛

2.9塔板负荷性能图2.9.1漏液线

查C。

~%图【7】知

u0,min=4.4C。

J（0.0056+0.13hL-4）Pl/Pv

how

2.84e（Lh）2/3

1000（Lw）

Vsmin=4.4X0.772XAo」!

0.0056+0.13hw+'284E（Ll）2/31—0.0017=<935.0/2.18

R1000Lw丿

f2「\2

=0.10363.867158.103Ls3

在操作范围内，任取几个Ls值，已上式计算Vs

Lsm3/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

0.1143

0.1228

0.1334

0.1419

由上表数据即可作出漏液线1

2.9.2液沫夹带线

hf

-

=2.5hL=2.50.0548+

竺1

1000

0.84

[3600L

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:

5.7灯0（

P

Ua

3.2

5——

Vs

U…

Vs

—=0.841Vs

:

厲-Af1.287-0.0981

71371.87L：

3

Ht-hf7163-1.87L：

3

3.2

5.710』

19.7710”

0.841Vs

2

.0.163—1.87LS3

=0.1

解得Vs=0.5901-9.2282Ls

Lsm3/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

1.124

1.069

0.981

0.9386

2/3

可作出液沫夹带线2

2.9.3液相负荷下限线

液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对

于平直堰，取堰上液层高度how=0.00526作为最小液相负荷标准。

3

2.84

E=1,则Ls,min珂。

.005?

01000『=0.000m7/S

2.9.4液相负荷上限线

以二=4s作为液体在降液管中停留时间的下限

AfHT

Ls,max

AfHT

4

0.09810.3

-0.00736m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线

4。

2.9.5液泛线

为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度Hd

令出=®（Ht+hw）=^（0.4+0.05470）H^h^h^hbhp=he+%+6

h1=■hLhL=hwhow]联立得

比川贰'-3—1hw1）howhchb良整理得：

aV]—cl；—cTLS/3

二O.。

51；/"°.°512（Z18H0.144

（A0c0）2（0.3690.1010.772）2935.0

b^Ht（-：

-1）山=0.50.3（0.5-0.75-1）0.05480=0.0815cT=2.8410‘E（1J（360°）2/3=1.31

1w

0.144V：

=0.0815-108.04L2s-1.31L：

3

列表计算如下

Lsm3/s

0.0006

0.0015

0.0030

0.0045

Vsm3/s

1.289

1.143

1.098

0.978

由此表数据即可做出液泛线5。

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下:

精馏段负荷性能图

率流相气

642aaa

——严重漏液线

——液沫夹带线

液量下限

——液量上限

——液泛线

0.0010.0020.0030.0040.005

液相流率m3/h

精馏A）

在负荷性能图A上,作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。

由图可以看出,该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。

由图查得

33

Vs，max=1.46m/sVs，min=0.5m/s

故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.92

2.10精馏塔接管尺寸计算

2.10.1蒸汽出口管的管直径计算

由于是常压精馏⑻，允许气速为12.00~20.00m/s，故选取

dv

“1.045

:

■:

16.00

uv=16.00m/s

=0.288m

2.10.2回流管的管径计算

冷凝器安装在塔顶，一般流速为0-20~0-50m/s，故选取

Ud=0.35m/s

4Ls

■Ud

4°.001116=0.0637m二0.35

2.11对设计过程的评述和有关问题的讨论

精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短一周的设计，使我认识到精馏在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。

本次课程设计难度非常大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。

由于是工程上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。

3参考文献

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化学工业出版社，2005、1

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石油大学出版社，2001、5

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天津大学出版社，2002、8

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北京：

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天津：

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1999

[8]

谭天恩

化工原理（下）

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北京：

化学工业出版社，

1994

4主要符号说明

Aa—阀孔的鼓泡面积m

A-降液管面积m2

At—塔截面积m2

b-操作线截距

c—负荷系数（无因次）

C0—流量系数（无因次）

D—塔顶流出液量kmol/h

D—塔径m

希腊字母

a-相对挥发度

卩—粘度Cp

P—密度kg/m.—表面张力下标

r—气相

L—液相

l—精馏段

q—q线与平衡线交点

min—最小

max-最大

A—易挥发组分

B-难挥发组分

do—阀孔直径m

Et—全塔效率（无因次）E—液体收缩系数（无因次）

ev—物沫夹带线kg液/kg气

F—进料流量kmol/h

Fo—阀孔动能因子m/sg—重力加速度m/s2

Hr—板间距m

H—塔咼m

Hi—清液咼度m

he—与平板压强相当的液柱高度mhd—与液体流径降液管的压降相当液柱高度m

hr-与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度m

hf—板上鼓泡高度mhL—板上液层高度mho—降液管底隙高度mh°2v-堰上液层高度mhp—与板上压强相当的液层高度mh.—与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度m

h2v—溢液堰咼度m

K—物性系数（无因次）

Ls—塔内下降液体的流量m3/s

Lw—溢流堰长度m

M—分子量kg/kmol

N—塔板数

M—实际塔板数

Nr-理论塔板数

P—操作压强Pa

△P—压强降Pa

q-进料状态参数

R—回流比

R^in—最小回流比

u—空塔气速m/s

w—釜残液流量kmol/h

we—边缘区宽度m

w.—弓形降液管的宽度m

ws—脱气区宽度m

x—液相中易挥发组分的摩尔分率y—气相中易挥发组分的摩尔分率z—塔高

5附图

5.1相平衡y-x线图

5.2生产工艺流程示意图

1—塔釜；2—电加热器；3—塔釜排液口；4—塔节；5—玻璃视镜；6—不凝性气体出口；

7—冷却水进口；8—冷却水出口；9—冷却水流量计；10—塔顶回流流量计；11—塔顶出料液流量计；

12—塔顶出料取样口；13—进料阀；14—换热器；15—进料液取样口；16—塔釜残液流量计；

17—进料液流量计；18—产品灌；19—残液灌；20—原料灌；21—进料泵；22—排空阀；23—排液阀;

5.3精馏塔设计条件图

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