化工原理课程设计板式精馏装置的设计.doc

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1、第一章 绪 论11.1.化工原理课程设计的目的和要求：11.3.工艺流程简图：21.4.主体设备工艺条件图21.5设计方案的确定31.5.2 操作压强的选择3第二章 板式精馏装置的设计42.1概述42.2常用板式塔类型52.3浮阀塔的特性52.4精馏塔的设计步骤6第三章 塔板的工艺设计63.3精馏段操作线方程93.6 塔和塔板主要尺寸的设计123.7塔板负荷性能图213.8塔的热量衡算233.9 接管253.10塔总体高度的设计27第四章 塔体附属设备284.1 冷凝器的选择28再沸器的选择294.3泵的选择29第一章 绪 论1.1.化工原理课程设计的目的和要求：化工原理课程设计是在学习化工原

2、理课程后，对其进行总结性的一次应用，可以培养我们综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。它是理论联系实际的桥梁，进行体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，达到综合运用化工单元操作设计设计任务，掌握化工设计的主要程序和方法；提高和进一步培养分析和解决工程实际问题的能力；树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的科学工作作风，实现全面推进创新思维的开发。1.2.化工原理课程设计的内容：（1）设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要的论述。说明所采取方案的先进性及其选择依据。（2）主要工艺过程及设备的设计计算：包括工艺参

3、数的选定、物料衡算、热量衡算、主要设备的工艺尺寸计算及结构设计。（3）典型辅助设备的选型计算：包括典型设备的主要尺寸计算和设备规格、型号、数量的选定。（4）工艺流程见图：以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向，主要检测参数测量点等。（5）主体设备工艺条件图：图面上应包括主体设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表1.3.工艺流程简图：（1）工艺流程 (2)图例：将物料流程图中画出的有关管线、阀门、设备附件、计量控制仪表的图形用文字注释予以说明。 (3)图鉴：写出图名、设计单位、设计人员、制图人员、审核人员、图纸比例尺、图号等项内容的一份表格，其位置在工艺流程图右下角。1.4.主体设

4、备工艺条件图 主体设备工艺条件图是将设备的结构设计和工艺尺寸的结果用一张总图表示出来，图面上应包括：（1） 设备图形：指主要尺寸、接管、人孔等（2） 技术特性表：指装置的用途、生产能力、最大允许压强、最高介质温度、制造特殊要求等。（3） 设备组成一览表：标明主要部件的名称、数量、材料、重量等。1.5设计方案的确定1.5.1 装置流程的确定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却器等设备。热量自塔釜输入，无聊在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率降低。为此，在确定装置流程时应考虑余热的应用，注意节能。此次设计中

5、，为保持塔的操作稳定性，流程中选择用泵直接把原料送入塔，塔顶冷凝装置决定采用全凝器，而塔底设置再沸器为间接加热。另外，为保持塔内的正常操作，还应充分考虑到一些控制仪表的设置，总之，确定流程是要较全面、合理的兼顾设备、操作费用，操作控制及安全诸因素。1.5.2 操作压强的选择 精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强常取决于冷凝温度，一般除热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现的分离，以及能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏；对热敏性物料会混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高它压或采用深井水、冷冻盐水最为冷却剂；而常压下是气态的

6、物料必须采用加压蒸馏。而对于苯-甲苯的设计应采用常压蒸馏。1.5.3 进料热状况的选择 原料的进料热状况直接影响塔的实际板层数。塔径的大小以及其热负荷的多少，是设计中必须首先确定的一个重要参数。进料热状况有多种，应根据具体问题具体分析。一般的，为使塔的操作稳定，不受季节气温的影响。原料液先经预热器预热到泡点温度后再送入塔内。此次设计的进料热状况选择泡点进料。1.5.4 回流比的选择回流比的确定，是精馏塔设计中的一个关键的问题。它确定的合理与否，直接影响到所设计的塔能否正常操作及投资的大小。选择回流比，主要是在保证正常操作的前提下，尽可能的使设备费用与操作费用之和最低。确定回流比的方法，原则上是

7、应首先根据物系的性质及进料热状况，确定出最小回流比，再根据回流比对总费用的影响曲线确定出适宜的回流比。但由于回流比与总费用的关系较复杂，建立回流比与费用的关系模型求解较为困难。对于苯-甲苯这样的接近于理想物系。应根据最小回流比确定若干个回流比，利用逐板计算法求出对应理论板数，从而找出适宜的操作回流比。第二章 板式精馏装置的设计2.1概述精馏是分离液体混合物的典型单元操作。它利用各组分挥发度的不同以实现分离目的。这种分离通过液相和气相之间的传质实现，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是为了满足工业生产的要求，塔设备还须具备下列各种基本

8、要求：1 气液处理量大，即生产能力大2 操作稳定、弹性大3 流体流动的阻力小4 结构简单，材料耗用量小，制作和安装容易5 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修6 塔内的滞留量要小在进行板式塔设计时，上述要求很难全部满足。因此，还要根据物系的性质和具体要求来进行选型和设计。2.2常用板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用精馏塔。本章只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，种类繁多。根据塔板上气-液接触元件的不同，塔板可分为泡罩塔、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板和穿流多孔塔板等多种。本章只讨论浮阀塔的设计。2.3浮阀塔的特性浮阀塔是在泡罩塔的基

9、础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。浮阀塔被广泛应用，其主要具有以下特点：1. 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20-40%。2. 操作弹性大，约为34。3. 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。4. 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为30-50 N/。5. 液面梯度小。6. 使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象

10、的系统也能正常操作。7. 结构简单、安装容易。2.4精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行：1.确定设计方案2.精馏塔的工艺计算3.塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。塔板结构设计并画出塔的操作性能图。4.管路及附属设备的计算与选型5.抄写说明书和绘图第三章 塔板的工艺设计3.1精馏塔全塔物料恒算F：原料液流量（kmol/h）：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/h）：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/h）：塔底组成原料苯组成：= (3-1)塔顶组成：= (3-2)塔底组成：= (3-3)馏出液：D(3-4)物料恒算式为： (3-5) (3-6)联立

11、代入求解：3.2 温度 表3-1苯和甲苯的安托尼常数安托尼常数ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58利用表中数据由安托尼方程可求得、 ： 假设=97.9则纯组分的饱和蒸汽压为：对苯=2.2311 (3-7)则 =170.2550对甲苯 =1.8449 (3-8)则=69.9681由=0.3874 (3-9)与=接近，故设泡点=97.9正确。 ：假设=82.4则纯组分的饱和蒸汽压为：对苯=2.0370则 =108.8930对甲苯 =1.6276 则=42.4229由 =0.9463与=接近，故设泡点=82.4正确。 =2.5688 （3-10） ：假

12、设泡点 =115.5,则纯组分的饱和蒸汽压为：对苯=2.0370则 =108.8930对甲苯 =106276 则=42.4229由 =0.9463与接近，故设泡点=115.5正确。=2.6170 （3-11）所以有：1.精馏段平均温度： （3-12）2.提馏段平均温度： (3-13)3.3精馏段操作线方程（1）最小回流比的确定对理想物系苯-甲苯，最小回流比可直接由下式求得：（3-14）其中，由 式（3-10）和式（3-11）代入下式求得平均相对挥发度： （3-14）物料为泡点进料，q=1,所以，=1.3598 (3-15)（2）适宜回流比的确定当 R=1.1Rmin=1.11.3598=1.9

13、32， 查表 计算得： N=18.3224当 R=1.2Rmin=1.21.3598=2.63176，查表 计算得： N=18.5676当R=1.3Rmin=1.31.3598=1.7677, 查表 计算得： N=17.0708当R=1.4Rmin=1.41.3598=1.9037, 查表 计算得： N=15.8063当R=1.5Rmin=1.51.3598=2.0397, 查表 计算得： N=14.7162当R=1.6Rmin=1.61.3598=2.17568，查表 计算得： N=14.4668当R=1.7Rmin=1.71.3598=2.31166，查表 计算得： N=13.9924当R

14、=1.8Rmin=1.81.3598=2.44764，查表 计算得： N=13.7667当R=1.9Rmin=1.91.3598=2.56362，查表 计算得： N=13.1314当R=2.0Rmin=2.01.3598=2.7196，查表 计算得： N=12.9324当R=1.8=2.45时，塔板数变化最小，为适宜回流比。（3）精馏段操作线方程=0.7368+0.2497 (3-16)（4）提馏段操作线方程 (3-17)3.4理论塔板的确定 要计算完成规定任务所需的理论板数，需知原料液组成，选择进料热状态和操作回流比等操作条件。此次设计求算理论板数的方法用逐板计算法，利用气液平衡关系（）和操

15、作方程式(3-16) 和式(3-17)求算。 逐板计算法通常从塔顶开始进行，由于塔顶采用全凝器，所以自塔顶第一级板上升蒸汽的组成与塔顶产品的组成相同。即：。根据理论板定义可知，每块理论板的上升蒸汽与该板的下降液体组成互成平衡关系。即：与互成平衡关系。因此，利用平衡方程即可由求出。而第二层塔板上升蒸汽与满足精馏段操作关系，即可用精馏段操作线方程式(3-16)求直到时，则第n层理论板即为进料板，精馏段理论板数为（n-1）层。此后，改为交替使用平衡线方程和提馏段方程以进料板为第一块板，则有：，计算过程同上。直到为止。则提馏段理论板数为（m-1）层。具体过程为： 则总理论板层数（不包括再沸器）为：（n

16、+m-1）表3-2 各层塔板的气液平衡组成精馏段：理论板层数XnYn第1层0.87810.9487第2层0.77810.8967第3层0.63710.8184第4层0.49930.7191第5层0.38620.6176提馏段：理论板层数(n)第1层0.38620.5921第2层0.33330.5328第3层0.27070.4585第4层0.20510.3706第5层0.14470.2785第6层0.09530.1937第7层0.05860.1243第8层0.03330.0728第9层0.01670.0373所以，精馏段的理论板层数为：n-1=4,第5块为进料板， 提馏段的理论板层数为：m-1=

17、8, 总理论板层数（不包括再沸器）为：n+m-1=13。3.5实际板层数的确定 1.塔板总效率的估算 板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算。注：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相粘度已知：，=2.2485所以：2.实际板数的确定 对于浮阀塔求出后用1.11.2加以校正，所以选1.15进行校正，所以 =0.57711.15=0.6637，故块（3-18） 所以，全塔所需实际塔板数：块。3.6 塔和塔板主要尺寸的设计3.61 设计中所用参数的确定1.定性温度的确定 定性温度分为精馏段定

18、性温度和提馏段定性温度：精馏段定性温度：（3-19）提馏段平均温度：（3-20） 2.精馏段参数的确定 （1）平均组成:根据tm精参考平衡数据即可确定精馏段的平均气液相组成. 已知：P=， 由安托尼方程可求得：=137.0882, =54.8150所以有： =0.6352 , =0.8132 （3-21）(2) 精馏段气相体积流率及密度的确定 （3-22） （3-23）81.1007 （3-24） （3-25）(3) 精馏段液相体积流率及密度的确定表3-3 苯和甲苯的密度密度(Kg/m3)80100苯814.5792.7甲苯810.0790.3由内差法得在90.15下的苯和甲苯的密度分别为80

19、3.4365 kg/kmol，813.8557kg/kmol 83.9504=0.0012 （4） 精馏段液体表面表面张力的确定公式： （3-26）注：Tc混合液的临界温度，；Tmc= Xi 各组分的摩尔分率，用精馏段液相平均组成；Tic各组分的临界温度。表3-4相同温度下苯和甲苯的表面张力温度9015苯表面张力/N/20.036甲苯表面张力/N/20.533 表3-5不同温度下苯和甲苯的临界温度温度80100苯（）814.5792.7甲苯（）810790.3 据内差法有： 对苯： （3-27） 所以，对甲苯： 所以， Tmc= 据 对苯： 对甲苯： 所以可求得，3.提馏段参数的确定 （1）平

20、均组成:根据tm精参考平衡数据即可确定精馏段的平均气液相组成。 已知：P=， 由安托尼方程可求得：=215.3773, =90.9913所以有： =0.1631 , =0.3861(2) 提馏段气相体积流率及密度的确定因本设计为饱和液体进料，所以 87.9385 (3) 提馏段液相体积流率及密度的确定 91.5088=0.0013 （4） 提馏段液体表面表面张力的确定Tmc= 据 对苯： 对甲苯： 所以可求得，3.6.2 初选塔板间距塔板间距的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔的安装等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表3-6板间距与塔径关系塔径D/m0.3-

21、0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距Ht/mm200-300250-350300-450350-600400-600此次设计所选的塔径为0.8-1.6之间。3.6.3 塔径的计算：（以精馏段数据为准）由， 取板间距：，则 （3-28）负荷系数可由Smith关联图查的，=0.115 （3-29） =（3-30） （3-31）（3-32）圆整：核算：u= （3-33）在0.60.8之间，此塔符合 横截面积：（3-34） 3.6.4溢流装置与流体类型因塔径D=1.3m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单

22、，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1堰长取 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液层高度按下式计算：近似取， （3-35）堰高 （3-36）2降液管的宽度和横截面积经查图得：，则降液管的横截面积 ，降液管的宽度，验算降液管内停留时间：精馏段：（3-37）停留时间：，故降液管可使用。3降液管底隙高度取降液管底隙的流速则：， （3-38）故满足要求。3.6.5 塔板设计1塔板布置本设计塔径，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。塔板的板面分为四部分，即：溢流区,安定区,无效区,开孔区. 为布置筛孔、浮阀等部件的有效传质区，亦鼓泡区。其面积可按下式计算：其中，取边缘区宽度

23、（3-39） （3-40）则鼓泡面积 （3-41）2. 浮阀塔的开孔率及阀孔排列 （1）阀孔孔径 取孔径 （2）浮阀数目取阀孔动能因子=11，则孔速为： （3-42）每层塔板上浮阀数目为：块（采用型浮阀） （3）浮阀塔板的开孔率（4）阀孔的排列浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距，则等腰三角形高度取整后h=83mm。（5）核算阀孔动能因数及开孔率 由于实际排得的孔数不一定相等，所以浮阀布置后，还应进行及塔板开孔率的核算。 浮阀动能因数： （3-43）开孔率： （3-44） 3.6.6 塔板的液体力学验算 3.6.6.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据计算1. 干板压降 （3-45

24、）因为，故 2.板上充气液层阻力 取，3.液体表面张力所造成的阻力（此阻力很小，可忽略不计） （3-46）所以，与气体流经塔板的压降相当的高度为：（3-47） （3-48）对常压或加压塔，允许的压降范围为：265-630。3.6.6.2 液泛 为了防止发生液泛现象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：(2)液体通过降液管的压头损失： （3-49） (3)板上液层高度：，则取，已选定，则。 （3-50）可见，所以符合防止液泛的要求。3.6.6.3雾沫夹带泛点率 （3-51）板上液体流经长度：板上液流面积： (3-52)查物性系数，泛点负荷系数图泛点率 (3-

25、53)对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。3.7塔板负荷性能图3.7.1雾沫夹带线泛点率据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率计算：80% 整理得：3.7.2液泛线可整理出： （3-54） 其中： 整理得：3.7.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于，液体降液管内停留时间，以作为液体在降液管内停留时间的下限，则： （3-55） 3.7.4漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准。 （3-56） （3-57）3.7.5液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的

26、竖直线。据 取，则 （3-58） 由以上作出塔板负荷性能图 3.7.6 操作弹性按固定的液气比，由图可查出：塔板的气相负荷上限气相负荷下限所以：精馏段操作弹性3.8塔的热量衡算 3-7 苯和甲苯的汽化潜热汽化潜热（kJ/kmol）80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.21. 塔顶：tD=82.4对苯： =392.324KJmol KJmol KJmol 所以，苯的汽化潜热 KJmol 对甲苯： =377.924KJmol KJmol =321.6764KJmol 所以，甲苯的汽化潜热 355.9973KJmol因此，塔顶总汽化潜热：=380.KJmol

27、 （3-59） 冷凝器热量 : Qc=(R+1)D=(1.81.3598+1)62.32380.214736001000=23962.5KJs （3-60） 设计成进口温度为20，出口温度为35 （3-61）2. 塔底：tw=106.7=380.5611KJmol 再沸器热量 : Qc=(R+1)W=(1.8+1)59.7066380.561136001000=23984.3432KJs 设计成进口温度为20，出口温度为353.9 接管3.9.1塔顶蒸气出口管径直管出气，取出口气速，则，查表取核算u=16.01 （3-63） 在1220之间，符合要求3.9.2回流液管径采用直管回流管取，当时，

28、 Kg/m3 Kg/m3 Kg/m3 LS= (3-63)，查表取 (3-64)核算u=2.191 在12.5 之间，符合要求3.9.3加料管径料液由高位槽流入塔内时，泵送料液入塔时，取，当时， Kg/m3 Kg/m3 Kg/m3LS= ，查表取4核算u=2.4200 在1.52.5 之间，符合要求3.9.4排液排出管径塔釜液出塔的速度取，当时， Kg/m3 Kg/m3 Kg/m3LS= ，查表取核算u=0.9860 在0.51.0 之间，符合要求3.9.5饱和水蒸汽管径在表压为500KP下，取，查表取核算u=57.1569 在4060 之间，符合要求3.10塔总体高度的设计3.10.1塔的顶

29、部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为。3.10.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取。3.10.3塔立体高度 圆整后塔的立体高度为：26米。表3-8浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位精馏段备注塔径Dm1.6板间距m0.6262塔板类型单溢流弓形降液管堰长m1012堰高m0.0440板上液层高度m0.06降液管底隙高m0.0318浮阀数N216阀孔气速m/s64897 同排孔心距浮阀动能因子70311邻排中心距孔心距tm0.75排间距hm0.0833单板压降Pa5485425泛点率%7159液相负荷上限00

30、134液相负荷下限00008物沫夹带操作 3.44漏液控制第四章 塔体附属设备4.1 冷凝器的选择塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，对于本设计，冷凝器采用自流式冷凝器，将冷凝器置于塔顶附近的台面上靠改变台架高度获得回流和采出所需的位差，自流式冷凝器的优点在于维修方便，使塔顶结构简单。见下图fcebda热胀节200 6004500膨再沸器的选择为了简化塔底结构，便于维修，选择釜式再沸器，其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾液中，管中末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区，其液面以上空间为气液分离空间。见下图4.3泵的选择由上述计算得出，泵的输送流量为， 管内流速为 ，管径为，输送液体密度为，经查表

31、输送液体粘度，所以系统的总阻力为由伯努利方程得所需泵的扬程为因为所要输送的流体粘度很低，故选择清水泵输送由Q和H的值查化工原理上册106页IS型水泵系列特性曲线图可知，本设计所要选用的泵的型号是IS65-50-160。主要符号说明原料液温度，塔顶液温度，塔底液温度，精馏段平均温度，提馏段平均温度，精馏段气相密度，提馏段气相密度，精馏段液相密度，提馏段液相密度，精馏段液相组成提馏段液相组成精馏段气相组成提馏段气相组成平均相对分子质量，精馏段粘度提馏段粘度精馏段挥发度提馏段挥发度阀孔动能因子干板阻力，表面张力造成的阻力，板上充气液层阻力，结构综合影响系数人孔或较大管线引出孔加强管的长度，人孔或较大

32、管线引出孔加强管的厚度，塔计算段的有效直径，E设计温度下材料的弹性模量，H塔的总高度，塔的最小质量，塔的操作质量，计算截面以上的操作质量，计算压力，塔i-i计算段的水平风力，基本风压值，塔的基本自振周期，脉动增大系数脉动影响系数 参考文献 1张洪沅. 化工原理设计导论M. 成都：成都科技大学出版社，1991. 2谭天恩，麦本熙，丁惠华. 化工原理下册M. 北京：化学工业出版社，2006.3 柴诚敬，张国亮. 化工流体流动与传热M.北京：化学工业出版社，2006.4 柴诚敬，贾绍义. 化工传质与分离过程M.北京：化学工业出版社，2006. 5 王国胜. 化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005.6 闫康平. 工程材料M. 北京：化学工业出版社，2003. 7 匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，2005.8 朱有庭，曲文海，于浦义. 化工设备设计手册上卷M. 北京：化学工业出版社，2004.9 朱有庭，曲文海，于浦义. 化工设备设计手册下卷M. 北京：化学工业出版社，2004. 10 刘朝儒，彭福荫，高政一. 机械制图M. 北京：高等教育出版社，2002.11 邢凤兰，李文刚，钟明. 化工制图M. 北京：国防工业出版社，2006.