化工原理课程设计之精馏

1、精选优质文档-倾情为你奉上 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.

2、02=27.514 kg/kmolM= 0.98458.08+ (1-0.984) 18.02=57.439 kg/kmolM=0.08+（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/hV=(R+1)D=(0.556+1

3、)12.15=18.91 kmol/hL'=L+F=6.67+50.48=57.15 kmol/hV'=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/hV=(R+1)D=(3.778+1)×12.15=58.05 kmol/hL'=L+F=45.90+50.48=96.38 kmol/hV'=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

4、得：总理论板层数 NT =18块 (包括再沸器) ， 进料板位置 NF =152.3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tx(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=0.9997

5、3 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=0.0362.4 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 =1

6、01.325 KPa若取单板压降为0.7, 则进料板压强精馏段平均压强 KPa2.5.2操作温度计算位置进料板塔顶(第一块板)摩尔分数xf=0.237y1=xD=0.984yf=0.822x1=0.960摩尔质量/MVf=50.95MVm=56.80MLf=27.51MLm=56.08温度/61.8656.88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/kmol2.5.4平均密度计算在平均

7、温度下查得液相平均密度为：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，液相平均密度为 lm =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)×12.1

8、5= 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

9、-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=0.05480.01=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D800mm，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=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

10、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 0.00060.00150.003

11、00.0045 0.11430.12280.13340.1419由上表数据即可作出漏液线12.9.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： 解得 0.00060.00150.00300.0045 1.1241.0690.9810.9386可作出液沫夹带线22.9.3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。=EE=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

12、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 0.00060.00150.00300.0045 1.2891.1431.0980.978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=2.922.10精

13、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

14、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、12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、53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、84夏清、陈常贵.化工原理（下册）M.天津：天津大学出版社，2005、15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、76 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

15、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，19944主要符号说明专心-专注-专业A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 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/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 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/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 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 mh

16、r 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v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 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 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 塔高希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标