化工原理课程设计---精馏塔

前言

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。

蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

精馏原理蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。

目录

第1章设计方案的论证 (1)

1.1 装置流程的确定 (1)

1.2操作压力的选择 (2)

1.3进料状况和加热方式的选择 (2)

1.4回流比的选择 (2)

1.5塔板的类型和选择 (3)

第2章精馏塔设计任务书 (4)

2.1.设计题目 (4)

2.2.工艺条件 (4)

2.3.设计内容 (4)

2.4.设计结果总汇 (4)

第3章设计计算 (7)

3.2塔的物料衡算 (7)

3.2.1进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数 (7)

3.2.2 物料衡算 (7)

3.3塔板数的确定 (8)

3.3.1 理论板NT的求法 (8)

3.4塔工艺条件及物性数据计算 (10)

3.4.1操作温度的计算 (10)

3.4.2平均摩尔质量计算 (10)

3.4.3平均密度计算 (10)

3.4.4液体平均表面张力 (10)

3.4.5 液体平均粘度 (13)

3.4.6 精馏塔气液负荷计算 (14)

3.4.7 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (14)

3.4.8 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)

3.4.9筛板的流体力学验算 (17)

3.4.10精馏塔的工艺设计计算结果总表 (22)

参考文献 (24)

心得体会 (25)

第1章设计方案的论证

1.1 装置流程的确定

蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多种组分物系的初步分离。

为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。

塔顶冷凝器装置可采用全凝器、分凝器--全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确的控制回流比。

苯—甲苯混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。

装置的确定：

图1 流程图如附图

1.2 操作压力的选择

蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压横流，本设计中采用常压。

1.3 进料状况和加热方式的选择

蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器工业上多采用接近泡点的液体进料，所以

本设计中采用泡点进料。

1.4 回流比的选择

回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择回流比。本设计中取实际回流比是最小回流比的1.78倍，经计算实际回流比为4。

1.5 塔板的类型和选择

工业应用以错流式塔板为主，本设计使用筛板塔，它是优点是结构简单、造价低廉，因而对大规模生产具有重大意义。经过长期系统研究和大量的工业生产实践，目前已形成较完善的设计方法，只要设计合理，筛板可具有足够的操作弹性。此外，筛板塔压降小，液面落差也较小，生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，已广泛应用于工业生产装置中。

第2章精馏塔设计任务书

2.1. 设计题目

苯与甲苯精馏塔设计

2.2.工艺条件

原料组成：苯41% 甲苯59%（质量分数，下同），

产品组成：馏出液 99%的苯，釜液2%的苯

处理量：4600Kg/h

操作压力：塔顶压强为4KPa

进料热状态：q=1/3

加热方式：直接蒸汽加热

回流比：自选

2.3. 设计内容

1 确定精馏装置流程;

2 工艺参数的确定

基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。

3 主要设备的工艺尺寸计算

板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。

4 流体力学计算

流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。

2.4. 设计结果总汇

将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。

2.5. 参考文献

列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期。

流程的设计及说明

工艺流程：原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再

沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶

蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却

器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部

分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的

进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要

设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应

的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温

度计和压力表等，以测量物流的各项参数。

设备简图:

图2 设备简图

图3 工艺流程方块图

第3章 设计计算

3.1.精馏流程的确定：

苯和甲苯的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

3.2 塔的物料衡算

3.2.1 进料液及塔顶塔底产品的摩尔分数

进料组成: 45.09259

.07841.07841.0=+=F x 塔顶组成： 9915.09201

.07899.07899.0=+=D x 塔底组成： 0235.092

98

.07802.07802.0=+=w x 3.2.2 平均摩尔质量

kmol

kg M kmol kg M kmol kg M W D F /671.9192)0235.01(780235.0/119.7892)9915.01(789915.0/7.85)45.01(9245.078=?-+?==?-+?==-?+?= 3.2.3 物料衡算

每小时处理的摩尔量：

kmol/h 6756.537

.854600==F

总物料衡算： D W F += 易挥发组分物料衡算：

W X D X F X W D F +=

联立以上三式可得：

h

kmol F h kmol W h kmol D /6756.53/0256.30/65.23===

式中：

F —— 原料夜流量，53.6756/kmol h

D —— 塔顶产品（馏出液）流量，23.65/kmol h W —— 塔釜产品（釜液）流量，30.0256/kmol h

x F —— 原料液组成（摩尔分数）0.45

W x —— 塔底产品组成（摩尔分数）0.0235 D x —— 塔顶产品组成（摩尔分数）0.9915

3.3塔板数的确定

3.3.1 理论板N T 的求法

用图解法求理论板

（1） 根据苯和甲苯的气液平衡数据作出y-x 图 （2） 进料热状况参数q=1/3

（3） q 线方程：是垂直于横轴且过),(F F x x 点的直线与平衡曲线交于),(q q y x 由

图①可知52.0,31.0==q q y x

（4） 最小回流比min R 及操作回流比R 依公式： 245.231

.052.052

.09915.0min =--=

--=

q

q q D x y y x R

取操作回流比：4245.278.178.1min =?==R R 精馏段操作线方程09.05

4

11+=+++=

x R x x R R y D 按常规M,T ，在图上继续作图解得：

T N =（14-1）层（不包括塔釜），其中精馏段为7层，提馏段为6层.

（5） 求提馏段操作线方程

364.0364.1'

''/466.82)1(/492.1126756.533

1

6.94/25.11865.235)1(/6.9465.234''+=+=

==-+==?+=+==?=+==?==x x V W

x V L y h kmol V F q V V h

kmol qF L L h

kmol D R V h

kmol RD L w 提溜段方程：

3.3.3 实际板数p N

精馏段: 140.52

7

E N T T ===

精N 提馏段:120.52

6

E N T T ===

提N 实际塔板数：261214=+=+=提精实际N N N

3.4塔工艺条件及物性数据计算

3.4.1操作温度的计算

①操作压力：

塔顶操作压力：kpa 3.10543.101=+=+=表当地P P P D

每层塔板的压降：kpa P 7.0=?

进料板压降：kpa P F 4.110127.03.101=?+= 精馏塔压降：kpa P m 9.1052

)

4.1103.101(=+=

②操作温度：

近似取塔顶温度为℃7.64=D t , 进料温度为℃3.85=F t , 塔釜温度为℃3.98=w t

精馏段平均温度℃7523

.857.642=+=+=

F D m t t t 提馏段平均温度℃8.912

3

.983.852t m =+=+=W F t t

3.4.2平均摩尔质量计算

塔顶摩尔质量的计算：由1D x y ==0.991查平衡曲线,得1x =0.964；

l

31.5kg/kmo 180.964)-(1320.964M ol 31.87kg/km 180.991)-(1320.991M LDM VDM =?+?==?+?=

进料摩尔质量的计算：由图①平衡曲线查的： y F =0.47 x F =0.14；

ol

19.96kg/km 180.14)-(1320.14M ol 24.58kg/km 180.47)-(1320.47M LFM VFM =?+?==?+?=

塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：'w x =0.0011 '1x =0.0009；

mol 18.011kg/k 180.0009)-(1320.0009M mol 18.015kg/k 180.0011)-(1320.0011M LWM VWM =?+?==?+?=

精馏段平均摩尔质量：

Vm()(78.11982.48)280.30/M kg kmol =+=精； Lm((78.04285.7)281.871/M kg kmol =+=精)；

提馏段平均摩尔质量：

'Vm()(82.4891.671287.0755/M kg kmol =+=提）； 'Lm()(85.791.2)288.45/M kg kmol =+=提； 3.4.3 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：

液相平均密度计算公式：

i i m

w ρρ/1

∑=

①塔顶部分：

由℃7.64=D t ，查手册得

3

3/980,/736m kg m kg B A ==ρρ

即：3kg/m 92.736980

/005.0736/995.01

=+=

LDM ρ；

②进料板液相平均密度：

3

3F /5.968,/71785.3t m kg m kg B A ===ρρ℃查手册得：

由

3kg/m 9005

.968/783.0717/217.01

=+=

LDM ρ

③塔釜处液相组成：由℃3.98=W t 得：

3

3/8.999,/858.709m kg m kg B A ==ρρ

3kg/m 35.9998

.999/9989.0858.709/0011.01

=+=

LDM ρ

故精馏段平均液相密度：

3/46.8182/)92.736900(m kg LM =+=ρ；

提馏段的平均液相密度：

3/68.9492/)35.999900(m kg LM =+=ρ；

2、气相密度Vm ρ： ① 精馏段的平均气相密度

3

m m m )(kg/m 993.015.27375314.837

.28325.101RT V P =+??==

）（精VM ρ

② 提馏段的平均气相密度

3

/716.0)15.2738.91(314.844.21325.101m kg RT M P m V m VMT =+??==

ρ

3.4.4 液体平均表面张力 m σ

液相平均表面张力计算公式：i i LM x σσ∑= ① 塔顶液相平均表面张力：由7.64=D t ，查附录得

m

N m N B A /1053.6,/107.122--?=?=ρσ

m N LDM /1074.11056.6009.0107.1991.0222---?=??+??=σ ② 进料板液相平均表面张力，有℃3.85=F t 查附录得： m N m N B A /1016.6,/106.122--?=?=ρσ

m N LFM /1054.51016.6865.0106.1135.0222---?=??+??=σ ③ 塔釜液相平均表面张力，由℃3.98=W t

m

N m N B A /1090.5,/1048.122--?=?=ρσ

m N LWM /1090.51090.59989.0108.140011.0222---?=??+??=σ 精馏段液相平均表面张力为：

m N Lm /1064.32/)1054.51074.1(222---?=?+?=σ

提馏段液相平均表面张力为：

m N Lm /1072.52/)1054.5109.5(222---?=?+?=σ 3.4.5 液体平均粘度Lm μ

液相平均粘度计算公式：i i Lm x μμlg lg ∑= ① 塔顶液相平均粘度，由D t =64.7℃查手册得： s mpa A ?=35.0μ, s mpa B ?=43.0μ； 计算得 s mpa A ?=351.0μ；

进料板液相平均粘度的计算：由F t =85.3℃手册得： s mpa A ?=39.0μ， s mpa B ?=34.0μ； 计算得 s mpa LFm ?=346.0μ；

塔釜液相平均粘度的计算： 由W t =98.3℃查手册得：

s mpa A ?=28.0μ ， s mpa B ?=285.0μ； 计算得 s mpa LWm ?=285.0μ；

综上 :

精馏段液相平均粘度为 s mpa LM ?=+=349.02/)346.0351.0(μ

提馏段液相平均粘度为 s m p a

LM ?=+=315.02/)346.0285.0(μ

3.4.6 精馏塔气液负荷计算

精馏段：h kmol D R V /588.456196.152)12()1(=?+=+=； h kmol RD L /392.304196.1522=?==； 提馏段：'(1)107.332/V V q F V kmol h =--==；

()

''322.422.4107.332273109.30.935m /36003600273

o s o V TP V

s T P ?+==?=提''()

'3Lm()

150.38488.45

0.00475m /36003600778.315

Lm s LM L s ρ?=

=

=?提提；

'3L 36000.0047517.1m /h h =?=；

3.4.7 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算

1. 塔径 D 参考教材上表格 初选板间距H T =0.45m,取板上液层高度h L =0.05m 故：

①精馏段：

H T -h L =0.45-0.05=0.40m

查图表得：083.020=C

094.0)20

4.36(

083.0)20

(

2

.02.020=?==Lm

C C σ s m /7.2993

.0993

.043.818094.0-C

u V V L max =-==ρρρ

取安全系数为0.60，则： s m u u /62.17.26.06.0max =?==

塔径： m 54.162

.114.302

.34u

4,=??=

?=

πV V q D

按标准，塔径圆整为1.6m ,

塔的实际横截面积222m 01.26.14

D 4=?==π

πT A

实际空塔气速为：s m A q u T

V V /502.101

.202

.3,==

=

②提馏段：

查书后附录得：083.020=C

102.0)202.57(

083.0)20

(

2

.02.020=?==Lm

C C σ

s m /15.3993

.0993

.068.949102.0-C

u V V L max =-?==ρρρ

取安全系数为0.60，

s m u u /89.115.36.06.0max =?== ； 提馏塔塔径的计算：m 24.189

.114.329

.24u

4,=??=

?=

πV V q D

按标准，塔径应圆整:D '取1.6m 塔的横截面积: 222m 1.02.614

D 4=?==

π

πT A s m A q u T

V

V /502.101

.202

.3,==

=

实际空塔气速：

板间距取0.45m 合适

3.4.8 塔板主要工艺尺寸的计算 1. 溢流装置的计算

各计算如下：

① 溢流堰长 取w l =0.7D ，即：m l W 12.16.17.0=?=； ② 出口堰高w h 计算公式：

L ow w h h h =-

选用平直堰，堰上液层高度：

m E l q E h W L v W

0105.0)12

.1360000222.0(100084.2)(100084.23/23/2'

,0=?==

E 近似取1，则依下式得堰上液层高度：

22

3

3

2.84 2.847.0561.0250.0109100010000.98h ow w L h E m l ????==?= ?

???

??

3、 取板上液层高度：m h l 05.0=

m h h h W l W 0395.00105.005.00=-=-=

4、 弓形降液管高度W d 及截面积A f 由

7.0=D l W

查图得0722.0=T

f A A 233.0=d W 所以

验算液体在降液管上停留的时间：

m

D W m A A d T f 198.06.1124.0124.0145.001.20722.00722.02=?===?==[]s s q H A L

v T

f 542.293600

00222.045

.0145.036003600,≥=???=

=

θ

故降液管设计合理。

5 降液管底隙高度h 0的计算公式： '0

',03600u l q h w L v =

取s m u /1.0'

0=代入公式得

m u l q h w L v 0198.01

.012.1360000222

.036003600'0

'

,0=???=

=

[]m m h h w 006.00196.00198.00395.00≥=-=-

所以降液管设计合理 2塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能因数100=F ，用00

0u 求孔速V

F u ρ=

m/s 03.10993

.010

0==

=

V

F u ρ 求每层塔板上的浮阀数，即

25303.10039.04

02.3u d 4q N 2

020V V,=??==ππ

(1) 取边缘区宽度c W =0.06m ,破沫区宽度s W =0.07m

则鼓泡区面积??

?????+-=-）（πR x x R x A a 1222sin R 1802 m W D R C 74.006.026

.12=-=-=其中： m W W D x s d 0497.0)07.0223.0(26

.1)(2=--=+-=

所以

2

1222m 833.074.0497.0sin 74.0180497.074.00497.02=??

???????+-?=-）（πa A

（2）筛孔数n 与开孔率?

m/s 997.9253039.04

3.02

N d 4220,0=??==

ππV V q u 962.9993.0997.000=?==v u F ρ 阀孔动能因数变化不大仍在9至12范围之内 塔板开孔率=

％％％2.16100997

.962

.11000=?=?u u 3.4.9筛板的流体力学验算

1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度p h

(1)、根据 σh h h h c p ++=1。

①干板阻力 先计算临界孔速，即

s m u v

c /54.10)993

.031.7(

)31

.7(

825

.1/1825.1/10===ρ 因为c u u 00<，则c h 按下列公式计算：

L

v c c g u h ρρ

234.520=

1精馏段由上式算得

m h c 03668.0846

.8993

.081.9254.1034.52=???=

2提馏段由上式算得

m h c 0316.068

.949993

.081.9254.1034.52'

=???=

(2)、板上充气液层阻力h 1 本设计分离甲醇和水的混合液，其中σh 很小可以忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当于液柱高度为；

精馏段： m h h h c p 06188.0025.003688.01=+=+= 提馏段:m h h h c p 06188.0025.003688.01=+=+= 单板压降：

精馏段;pa 84.49681.946.81806188.0g h p L p p =??==?ρ

提馏段：pa 306.52781.968.9490566.0g h p L 'p 'p '=??==?ρ 2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管重清液层的高度)(w T d h H H +≤φ。d H 可用下式计算，即

d l p d h h h H ++=

（一）精馏段

（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度m h p 06188.0=。 （1）液体通过降压管的压头损失

∑f

h

，因不设进口堰故可按下列公式计算：

m h l q h w L v d 00153.0)0198

.012.100222

.0(

153.0)(

153.0220

,=??=?=

（2）板上液层高度，取m h L 005.0=

因此m h h h H d l p d 113.000153.005.006188.0=++=++= 取5.0=Φ，m h m H w T 0359.0,45.0==

则()m h H W T 2448.0)0395.0045.0(5.0=+?=+Φ