化工原理课程设计之精馏.doc

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：10000吨/年（料液）
年工作日：300天
原料组成：50%丙酮，50%水（质量分率，下同）
产品组成：馏出液 99.5%丙酮，釜液0.05%丙酮
操作压力：塔顶压强为常压
进料温度：泡点
进料状况：泡点
加热方式：直接蒸汽加热
回流比： 自选
2 塔的工艺计算
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 =58.08 Kg/kmol
水的摩尔质量 =18.02 Kg/kmol

平均摩尔质量
M=0.23758.08+（1-0.237）18.02=27.514 kg/kmol
M= 0.98458.08+ (1-0.984) 18.02=57.439 kg/kmol
M=0.000558.08+（1-0.0005）18.02=18.040 kg/kmol

物料衡算

kmol/h

联立 和
解得 D=12.15 kmol/h W=38.33 kol/h

2.2.2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= ，又附图可得=0.237, =0.822。
=
确定操作回流比：

令=0.556

求精馏段的气、液相负荷
L=RD=0.556×12.15=6.76 kmol/h
V=(R+1)D=(0.556+1)12.15=18.91 kmol/h
L'=L+F=6.67+50.48=57.15 kmol/h
V'=V=18.91 kmol/h

操作方程
精馏段
提馏段

画图可知 利用此回流比不能求出结果则

求出Rmin=1.889
确定操作回流比：

令=3.778

求精馏段的气、液相负荷
L=RD=3.778×12.15=45.90 kmol/h
V=(R+1)D=(3.778+1)×12.15=58.05 kmol/h
L'=L+F=45.90+50.48=96.38 kmol/h
V'=V=58.05 kmol/h

操作方程
精馏段
提馏段

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()【3】对全塔效率进行估算：
根据丙酮—水系统t—x(y)图可以查得：
(塔顶第一块板) xD=0.984 y1=0.984 x1=0.960
设丙酮为A物质，水为B物质
所以第一块板上： yB = 0.032
可得：
(加料板) xF=0.237 yF=0.822
假设物质同上：yA =0.822 xA =0.237 yB =0.178 xB=0.763
可得：
(塔底) xW =0.00016 yW=0.00027
假设物质同上：yA=0.00027 xA=0.00016 yB=0.99973 xB=0.99984
可得：
所以全塔平均挥发度：
精馏段平均温度tm =(61.86+56.88)/2=59.37 ℃

查前面物性常数（粘度表）：59.37 时，
所以

查85时，丙酮-水的组成
y水=0.551
所以
同理可得：提留段的平均温度 ℃
查表可得在80.93时
X水=0.964 x丙酮=0.036

2.4 实际塔板数
实际塔板数【4】
精馏段： ，取整30块，考虑安全系数加一块为30块。
提馏段： ，取整9块，考虑安全系数加一块，为9块。
故进料板为第31块，实际总板数为39块。
全塔总效率：

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 =101.325 KPa
若取单板压降为0.7, 则
进料板压强
精馏段平均压强 KPa

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/
MVf=50.95
MVm=56.80

MLf=27.51
MLm=56.08
温度/℃
61.86
56.88

精馏段平均温度tm =(61.86+56.88)/2=59.37 ℃

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=59.37 ℃
液相平均摩尔质量 MLg=(27.51+56.08)/2=41.80 kg/kmol

2.5.4平均密度计算
在平均温度下查得
液相平均密度为：

其中，α1 =0.1580 α2 =0.8420
所以，液相平均密度为 ρlm =935.0
气相平均摩尔质量
气相平均压强 KPa
气相平均密度

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 =19.01 mN/m =66.53mN/m
mN/m
在进料板温度下查表面张力表：=18.60mN/m =65.68mN/m

精馏段液相平均表面张力

2.5.6液体平均粘度计算
在塔顶的温度下查粘度表

在进料板温度下查粘度表：

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)×12.15= 58.05kmol/h
液相负荷L=RD=3.778×12.15=45.90kmol/h

图横坐标：

取板间距，板上液层高度

：查附图：
取安全系数为0.7，则
表观空塔气速：
m/s
估算塔径：

塔截面积：

实际塔气速：

2.6.2精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为：

提留段有效高度为：

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：

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
可取=0.66D=0.66×1.28=0.84m
溢流堰高度
由=，选用平直堰，堰上液层高度：
取用E=1，则
取液上清液层高度 hL=60 mm

弓形降液管宽度和截面积
由，查图5-7（）附图得

用经验公式【6】：

故降液管设计合理。
降液管底隙高度比低10mm，则：
=－0.01=0.0548－0.01=0.0448m
故选用凹形受液盘，深度
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
开孔区面积

其中，

筛孔计算及其排列
选用δ=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径=5mm
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=15mm
筛孔数目：
开孔率：
气体通过阀孔的气速为：

2.8筛板的流体力学验算
2.8.1塔板压降
干板阻力计算
干板阻力
由所选用筛板，查得
液柱
气体通过液层的阻力的计算
气体通过液层的阻力

查图得：

液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力
液柱
气体通过每层塔板的高度可计算：

（700Pa=设计允许值）

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
由
所以
故设计中液沫夹带量允许范围内

2.8.4漏液
对于筛板塔，漏液点气速：

=6.95 m/s
实际空速：
稳定系数：
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，降液管内液高度应服从式子

取
而，板上不设进口堰，则有
液柱

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
查图【7】知

=
在操作范围内，任取几个值，已上式计算

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

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
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

解得

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

1.124
1.069
0.981
0.9386
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=0.00526作为最小液相负荷标准。
=E
E=1,则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.
2.9.4液相负荷上限线
以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限

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
令 ，，
， 联立得
整理得：

0.144=0.0815-108.04-1.31
列表计算如下

0.0006
0.0015
0.0030
0.0045

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
Vs，max= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/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【8】，允许气速为，故选取

2.10.2回流管的管径计算
冷凝器安装在塔顶，一般流速为，故选取

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
[1]王志魁.化工原理（第三版） [M].北京：化学工业出版社，2005、1
[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5
[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8
[4]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1
[5]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7
[6] 陈敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1989
[7] 姚玉英. 化工原理（下）[M]. 天津：天津科技出版社，1999
[8] 谭天恩 化工原理（下）[M]. 北京：化学工业出版社，1994

4主要符号说明

Aα－阀孔的鼓泡面积m2
Af －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
d0 －阀孔直径 m
ET －全塔效率（无因次）
E －液体收缩系数（无因次）
－物沫夹带线 kg液/kg气
F －进料流量 kmol/h
F0 －阀孔动能因子 m/s
g －重力加速度 m/s2
HT －板间距 m
H －塔高 m
Hd －清液高度 m
hc －与平板压强相当的液柱高度 m
hd －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 m
hL －板上液层高度 m
h0 －降液管底隙高度 m
h02v－堰上液层高度 m
hp －与板上压强相当的液层高度 m
hσ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m
h2v－溢液堰高度 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
Np －实际塔板数
NT －理论塔板数
P －操作压强 Pa
ΔP－压强降 Pa
q －进料状态参数
R －回流比
Rmin－最小回流比
u －空塔气速 m/s
w －釜残液流量 kmol/h
wc －边缘区宽度 m
wd －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
希腊字母
α－相对挥发度
μ－粘度 Cp
ρ－密度 kg/m3σ－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

化工原理课程设计
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

20
35