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：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 A M =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol

平均摩尔质量

M F =0.237?58.08+（1-0.237）?18.02=27.514 kg/kmol M D = 0.984?58.08+ (1-0.984) ?18.02=57.439 kg/kmol M W =0.0005?58.08+（1-0.0005）?18.02=18.040 kg/kmol

物料衡算

48.50514

.27)24300/(10000000=?=F kmol/h

联立 W D F += 和 F D W Fx Dx Wx =+

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】

984

.002

.18/005.008.58/995.008

.58/995.0=+=D x 00016

.002

.18/9995.008.58/0005.008

.58/0005.0=+=W x 237

.002

.18/50.008.58/50.008

.58/50.0=+=F x

由题设可得泡点进料q=1则F x = q x ，又附图可得e x =0.237, e y =0.822。

min D e e e

x y R y x -=

- =

278.0237.0822.0822

.0984.0=--

确定操作回流比：

min (1.1~2.0)R R = 令min 2R R ==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 632.0357.0984.091

.1815

.1291.1876.6+=?+=

+=x x V D x V L y x D 提馏段 00032

.0022.300016.091

.1833.3891.1815.57V V '''-=?-=-=x x x W x L y w

画图可知 利用此回流比不能求出结果则

6538.0958.0984.0967.0984.01min min

=--=--=+q D q D x x y x R R

求出R min =1.889 确定操作回流比：

min (1.1~2.0)R R = 令min 2R R ==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 206.0791.0984.005

.5815

.1205.5890.45+=?+=

+=x x V D x V L y x D

提馏段 00011.0660.100016.005

.5833

.3805.5838.96V V '''-=?-=-=x x x W x L y w

利用图解法求理论班层数，可得：

总理论板层数 N T =18块 (包括再沸器) ， 进料板位置 N F =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—水系统t —x(y)图可以查得：

c t

d 088.56= (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： 0.968A y = 0.95A x = y B = 0.032 0.05B x = 可得： ()/ 1.59/A A

AB D B B

y x a y x =

= c t F 0

61.86= (加料板) x F =0.237 y F =0.822

假设物质同上：y A =0.822 x A =0.237 y B =0.178 x B =0.763 可得：

87.14//)(==

B

B A

A F A

B x y x y a c t w 0100=(塔底) x W =0.00016 y W =0.00027

假设物质同上：y A =0.00027 x A =0.00016 y B =0.99973 x B =0.99984 可得： 69.1//)(==

B

B A

A W A

B x y x y a 所以全塔平均挥发度： 42.33==W F A a a a a 精馏段平均温度t m =(61.86+56.88)/2=59.37 ℃

查前面物性常数（粘度表）：59.37 0C 时， s mPa .477.0=水μ s m P a .233.0=丙酮μ 所以 ∑=?+?==337.0572.0233.0477.0428.0i i x μμ精

查850C 时，丙酮-水的组成

y 水=0.551 9757.0=水x 449.0=丙酮y 0243.0=丙酮x 所以

473

.0337.042.349.0245

.0)(=?=-）（精T E 同理可得：提留段的平均温度 93.80286.6110022=+=+=F B T T T ℃

查表可得在80.930C 时 s m P a .329.0=水μ s m P a .197.0=丙酮μ X 水=0.964 x 丙酮=0.036

∑=?+?==324.0036.0197.0964.0329.0i i x μμ提

478.0324.042.349.0245

.0)(=?=-）（提T E

2.4 实际塔板数

实际塔板数【4】

T T

P E N N =

精馏段：6.29473.014

)(==

精R N ，取整30块，考虑安全系数加一块为30块。 提馏段：4.8478

.04

)(==

提s N ，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： 44.01

=-=

P

T T N N E

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P D =101.325 KPa 若取单板压降为0.7, 则

进料板压强a D F KP P P 325.122307.0=?+= 精馏段平均压强825.1112

325

.122325.101=+=m P 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

y f =0.822 x1=0.960

摩尔质量//kg kmol M V f=50.95 M Vm =56.80

M L f=27.51 M Lm =56.08 温度/℃

61.86

56.88

精馏段平均温度t m =(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 M Lg =(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3/7.738m kg =丙酮ρ3/1.984m kg =水ρ 液相平均密度为：

2

2

111

ραραρ+=

Lm

其中，α 1 =0.1580 α 2 =0.8420

所以，液相平均密度为 ρlm =935.03/kg m

气相平均摩尔质量 kmol kg M Vm /88.532

80

.5695.50=+=

气相平均压强825.1112

325

.122325.101=+=

m P KPa 气相平均密度3/18.2)

15.27334.59(314.888

.53825.111m kg RT M P m vm m vm =+??=?=

ρ

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 1σ=19.01 mN/m 2σ=66.53mN/m 77.1953.66016.001.19984.0=?+?=m D σ mN/m

在进料板温度下查表面张力表：1σ=18.60mN/m 2σ=65.68mN/m m mN F /52.5468.65)237.01(60.18237.0m =?-+?=σ 精馏段液相平均表面张力 m N /m 145.732

52.4577.91"m =+=σ

2.5.6液体平均粘度计算

在塔顶的温度下查粘度表 s mP ?=24.01μs mPa ?=51.02μ

51.0lg )984.01(24.0lg 984.0lg ?-+?=m D μ

s mP mD ?=243.0μ

在进料板温度下查粘度表：s mP ?=23.01μs mPa ?=46.02μ 46.0lg )237.01(23.0lg 237.0lg ?-+?=mw μ s mP mw ?=390.0μ 精馏段液相平均粘度

s mPa m ?=+=

317.02

243

.0390.0'

μ

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

V

V

L LM Mlm S LM Mvm s C

U s m L L s

m V V ρρρρρ-==??==

=??==max 32/00057.00

.935360080

.4190.453600/399.018.2360088.5305.583600

图横坐标：

030.0)18

.20.935(399.000057.0)(2

121=?=V L s s V L ρρ 取板间距m H T 3.0=，板上液层高度m h L 06.0= m h H L T 24.006.03.0=-=-

：查附图： s

m U C C C L

/218.118

.218

.20.9350589.00589.0)20

145.37(

052.0)20(

052

.0max

2

.02.02020=-==?=?==σ

取安全系数为0.7，则 表观空塔气速：

853.07.0max '==U U m/s 估算塔径：

m U

V D s

28.1285.0'

'==

塔截面积：

22287.128.14

m A T =?=

π

实际塔气速： s m A V U T s /310.0287

.1399.0===

2.6.2精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为：

()()m 7.8.301-301-=?==T H N Z 精精

提留段有效高度为：

()() 2.4m .301-91-=?==T H N Z 提提

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： 11.9m .80=++=提精Z Z Z

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w l

可取w l =0.66D=0.66×1.28=0.84m 溢流堰高度w h

由w O h =w L h h -，选用平直堰，堰上液层高度：3

2

100084.2???

? ??=w n ow L L E h

取用E=1，则m h ow 0052.084.000057.036001100084.23

2

=?

??

?????=

取液上清液层高度 h L =60 mm

m h w 0548.00052.006.0=-= 弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由66.0/=D l w ，查图5-7（）附图得

136.0;

00762.0==D

W A A d

T

f 2

0981

.0287.10762.0;174.028.1136.0m A m W f d =?==?= 用经验公式【6】：

s s L H A h

T

f 563.513600

00057.03

.00981.036003600>=???=

=

θ

故降液管设计合理。

降液管底隙高度0h 比w h 低10mm ，则：

0h =w h －0.01=0.0548－0.01=0.0448m

故选用凹形受液盘，深度mm h w 50'

=

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m W m W W L s s 035.0,070.0'=== 开孔区面积a A

()m W D x r x r x r x A a 4719

.007.00981.0228.12arcsin 180222

2=+-=?-=???? ??+-=π

其中，

2

2

22369.0605.04719.0a r c s i n 180605.04719.0605.04719.02605.0035.02

28.12m A m W D r a L =???

? ???+-??==-=-=

π 筛孔计算及其排列

选用δ=3mm 碳钢筛孔直径板，取筛孔直径0d =5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=30d =15mm 筛孔数目： 个1895015

.0369

.0155.1/155.12

2=?=

=t A n a 开孔率： %1.10015.0005.0907.0907.02

2

0=??

? ???=??? ??=t d ? 气体通过阀孔的气速为：

()s m A V U S

/71.10369.0101.0/399.00

0=?==

2.8筛板的流体力学验算 2.8.1塔板压降 干板阻力c h 计算

干板阻力???

? ???

??

?

??=L V c c u h ρρ2

00015.0 由所选用筛板

67.13

5

==

?

d ，查得773.00=C ()

()m h c 0228.0935/18.2773.071.10051.02

=?=液柱

气体通过液层的阻力L h 的计算 气体通过液层的阻力1h h L β=

?

?

? ???=?===-=-=

21

210/496.018.2336.0/336.00981

.0287.1399

.0m s kg U F s

m A A V U V a f T s a ρ

查图得：75.0=β

()()045.00052.00548.0=+=+==∴ββow w L L h h h h

液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力

m gd h L L 0017.0005

.081.99351077.19443

0=????==-ρσσ液柱

∴气体通过每层塔板的高度p h 可计算：

a

a L p p L c p P P g h P h h h h 7006370695.0<==?=++=ρσ

（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()[]2

.36107.5f T a V h H U e -??=-σ

由m h h L f 113.0045.05.25.2=?==

所以1.0012.0113.03.071.101077.19107.52

.336<=?

?

?

??-???=--V e

故设计中液沫夹带量V e 允许范围内

2.8.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速： ()V

L L h h C U ρρσ-+=13.00056.04.40

min ,0

()18.2/0.9350017.0045.013.00056.0772.04.4?-?+??=

=6.95 m/s

实际空速：s m U 71.100= 稳定系数：5.154.1min

,00

>==

U U K 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d H 应服从式子 ()w T d h H H +≤?

取()()177.00548.03.05.0,5.0=+?=+=w T h H ?? 而d l p d h h h H ++=，板上不设进口堰，则有

()()m U h d 001.008.0153.0153.02

2

'

=?==液柱 ()w T d l p d h H h h h H +<=++=++=4126.0001.0045.008.0 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s d C ~0图【7】知

()V

L L h h C U ρρσ-+=13.00056.04.40min ,0

min ,min ,0A V U s =

ow w l h h h +=

3

/2)(100084.2w

h ow L L E h =

[]18.2/0.9350017.0)(100084.213.00056.0772.04.43/2min

,????

? ??-++??=w h w o s L L E h A V =2

1

32

103.588671.31036.0??

? ??+s L 在操作范围内，任取几个s L 值，已上式计算s V

s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V s m /3

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：

2

.36

10

7.5????

??-=?=-f T

a L

v h

H u e σ

S S

f T S V V A A V u 841.00981

.0287.1=-=-=

α

???

?

??????? ????+==32

f 84.036001100084.20548.05.22.5hL h s L

3

2

87.1137.0s L +=

3

2

87.1163.0s f T L h H -=-

1

.087.1163.0841.01077.19107.52

.3323

6

=?

??????

?-??=--S S v L V e

解得 3

/22282.95901.0s

s L V -=

s L s m /3 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s V s m /3

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ow h =0.00526作为最小液相负荷标准。

ow h =0530.0)3600L E(100084.23

2

=w

s L E

E=1,则 s m s /00027.0)84

.2100000530.0(

L 3

23

min ,=?= 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=θ4s 作为液体在降液管中停留时间的下限

s m H A L L H A T f S S

T f /00736.04

3

.00981.04

4

3max ,=?=

=

==

θ

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d H 令()05470.04.0)(+=+=??w T d h H H ，d

L p d h h h H ++=，

V

L e p h h h h ++=

L h h ?=β1，ow

w L h h h += 联立得

()σββ??h h h h h H d c ow w T ++++=--+)1(1 整理得：

3/2,2,,2,S s S L d L c b V a --=

144.0)0.93518

.2()772.0101.0369.0(51.00)()(051.02

200,=??==

L v c A a ρρ

0815.005480.0)175.05.0(.305.0)1(,=?--+?=--+=w T h H b β??04

.108)0448.084.0(53

.10)(153.02

20,=?==

h l c w

31.1)3600)(

1(1084.23

/23,=+?=-w

l E d β

0.1442V s =0.0815-108.042s L -1.3132

s L 列表计算如下

s L s m /3

0.0006 0.0015 0.0030 0.0045

s V s m /3

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

00.20.40.60.81

0.001

0.002

0.003

0.004

0.005

液相流率m 3/h

气相流率m 3/h

严重漏液线液沫夹带线液量下限液量上限液泛线

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 V s ，max = 1.46m 3/s V s ，min = 0.5m 3/s 故操作弹性为V s ，max /V s ，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s m /00.20~00.12，故选取

s m u v /00.16=

m u V d v s v 288.000

.16045

.144=??==

ππ

2.10.2回流管的管径计算

冷凝器安装在塔顶，一般流速为s m /50.0~20.0，故选取

s m u D /35.0=

m

u L d D

s

D 0637.035

.0001116

.044=??==

ππ

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

A α－阀孔的鼓泡面积m 2 A f －降液管面积 m 2 A T －塔截面积 m 2 b －操作线截距

c －负荷系数（无因次） c 0 －流量系数（无因次） D －塔顶流出液量 kmol/h D －塔径 m

d

－阀孔直径 m

E

T

－全塔效率（无因次）

E －液体收缩系数（无因次）

v

e－物沫夹带线 kg液/kg气

F －进料流量 kmol/h

F

－阀孔动能因子 m/s

g －重力加速度 m/s2

H

T

－板间距 m

H －塔高 m

H

d

－清液高度 m

h

c

－与平板压强相当的液柱高度 m

h

d

－与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m

h

r

－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m

h

f

－板上鼓泡高度 m

h

L

－板上液层高度 m

h

－降液管底隙高度 m

h

02v

－堰上液层高度 m

h

p

－与板上压强相当的液层高度 m

h

σ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m

h

2v

－溢液堰高度 m

K －物性系数（无因次）

L

s

－塔内下降液体的流量 m3/s

L

w

－溢流堰长度 m

M －分子量 kg/kmol

N －塔板数

N

p

－实际塔板数

N

T

－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

R

min

－最小回流比

u －空塔气速 m/s

w －釜残液流量 kmol/h

w

c

－边缘区宽度 m

w

d

－弓形降液管的宽度 m

w

s

－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

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