化工原理课程设计连续精馏塔设计课件

化工原理课程设计

（连续精馏塔设计）化工原理课程设计

（连续精馏塔设计）一、课程设计的目的和要求目的：锻炼学生的综合能力：资料查阅、知识综合应用、理论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书。培养工程观念：理论→小试→放大。要求：1.进行有关计算，得出设备主要尺寸和参数（塔高，塔径，塔板数等）；2.选择附属设备；3.编写设计说明书；4.绘制工艺流程图；5.根据计算结果绘制主体设备图形→设备设计部分。2一、课程设计的目的和要求目的：2具体要求所有工作必须独立完成；课程设计时间：2周；化工原理部分时间:1周完成设计说明书工艺流程图绘制在第2周进行说明书用A4纸书写；考核。3具体要求所有工作必须独立完成；3二、化工原理课程设计题目板式精馏塔的设计设计题目：苯-氯苯连续精馏塔的设计甲醇-水连续精馏塔的设计4二、化工原理课程设计题目板式精馏塔的设计4三、课程设计理论基础5三、课程设计理论基础5精馏与简单蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。也是精馏操作的基本条件。提馏段：下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的轻组分向汽相（回流）传递，而汽相中的重组分则向液相传递，从而完成下降液体重组分的提浓。3.1精馏原理精馏段：汽相中的重组分向液相（回流液）传递，而液相中的轻组分向汽相传递，从而完成上升蒸气的精制。料液,xFFeed塔顶产品,xDOverheadproduct塔底产品,xWBottomsproduct液相回流Liquidreflux汽相回流Vaporreflux精馏段Rectifyingsection提馏段Strippingsection再沸器Reboiler冷凝器condenser6精馏与简单蒸馏的区别：汽相和液相的部分回流。也是精馏操作的基精馏分析计算中常用的三种汽、液相平衡关系

表达方式：

相图

相平衡常数

相对挥发度3.2双组分溶液的汽液相平衡关系7精馏分析计算中常用的三种汽、液相平衡关系

表达方式：3.2相平衡图图1.苯-氯苯物系相平衡图8相平衡图图1.苯-氯苯物系相平衡图8图2甲醇-水物系相平衡图9图2甲醇-水物系相平衡图9相平衡常数K式中：yi、xi为i组分在汽、液平衡两相中的摩尔分数。对于易挥发组分，Ki>1，即yi>xi。Ki值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，分离也越容易。10相平衡常数K式中：yi、xi为i组分在汽、液平衡两相对挥发度α

大小可以判断该混合液能否用精馏加以分离及分离的难易。

值越大，两个组分在两相中相对含量的差别越大，越容易用精馏方法分离；若

=1，yA=xA，则不能用普通精馏方法分离→相平衡方程若已知两组分的相对挥发度，可由上式确定平衡时汽液两相的组成11相对挥发度α大小可以判断该混合液能否用精馏加以分离及分离对理想体系，苯-氯苯可视为理想体系

值随温度变化相对较小，

平均（塔顶、进料板、塔釜）可用于逐板法计算理论板数。对非理想体系，甲醇-水可视为非理想体系非理想体系中，

值随温度有显著变化，

平均用于逐板计算理论板数误差较大，一般用图解法求出理论板数。12对理想体系，苯-氯苯可视为理想体系值随温度变化相对较小四板式塔板式塔结构及性能（1）板式塔结构

进料回流液塔顶气相塔底液相13四板式塔板式塔结构及性能进料回流液塔顶气相塔底液相13塔板结构①气体通道形式很多，如筛板、浮阀、泡罩等，对塔板性能影响很大。②降液管（液体通道）液体流通通道，多为弓形。③受液盘塔板上接受液体的部分。④溢流堰使塔板上维持一定高度的液层，保证两相充分接触。14塔板结构①气体通道②降液管（液体通道）③受液盘④溢流浮阀塔板结构15浮阀塔板结构15（2）塔板上的气—液两相流动16（2）塔板上的气—液两相流动16汽、液两相接触方式

两相流动的推动力

全塔：逆流接触塔板上：错流接触液体：重力气体：压力差17汽、液两相接触方式两相流动的推动力全塔：逆流接触塔板上理想流动情况：液体横向均匀流过塔板，气体从气体通道上升，均匀穿过液层。气液两相接触传质，达到传质传热平衡，分离后继续流动。塔板上的非理想流动情况：①空间不均匀流动：气相或液相返混液相返混：液沫夹带；气相返混：气泡夹带后果：板效率降低，全塔效率降低。②塔板上不均匀流动液面落差（水力坡度）：引起塔板上气体分布不均匀；塔壁作用（阻力）：引起塔板上液体分布不均匀。后果：使塔板上气液接触不充分，板效率降低。18塔板上理想流动情况：塔板上的非理想流动情况：后果：板效率降液泛现象2塔内气、液两相异常流动

（1）液泛

如果由于某种原因，使得气、液两相流动不畅，使板上液层迅速积累，以致充满整个空间，破坏塔的正常操作，称此现象为液泛。19液泛现象2塔内气、液两相异常流动（1）液泛191)夹带液泛原因：气体流量过大，塔板上气液接触为高度喷射状态，过度的液沫夹带使得液层厚度增大，恶性循环导致液体充满全塔，发生液泛或淹塔现象。

液泛气速：

开始发生液泛时的气速。201)夹带液泛原因：气体流量过大，塔板上气液接触为高度喷射状2）溢流液泛

当塔内液相流量过大或汽、液相流量都较大时，导致塔板阻力及降液管内阻力增大时，均会引起降液管液层升高，以致达到上一层塔板，破坏降液管的正常流动，直至液相逐渐充满塔板空间，发生液泛。说明：两种液泛互相影响和关联，其最终现象相同。212）溢流液泛

当塔内液相流量过大或汽、液相（2）严重漏液

一般漏液影响不大，但严重漏液将导致塔板上难以维持正常操作所需的液面，无法操作。发生严重漏液时的孔流气速为漏液点气速。22（2）严重漏液一般漏液影响不大，但严重漏液将导致塔板上难常用塔板的类型（1）泡罩塔板优点：塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵。缺点：结构复杂，制造成本高，塔板阻力大。组成：升气管和泡罩23常用塔板的类型（1）泡罩塔板优点：塔板操作弹性大，塔效率也比圆形泡罩条形泡罩泡罩塔24圆形泡罩条形泡罩泡罩塔24（2）筛板塔板优点：结构简单、造价低、塔板阻力小。目前，广泛应用的一种塔型。塔板上开圆孔，孔径：3-8mm，大孔径筛板：12-25mm。25（2）筛板塔板优点：结构简单、造价低、塔板阻力小。塔板上开圆多降液管（MD）塔板

优点：提高允许液体流量26多降液管（MD）塔板26五、设计说明书的内容1.目录2.设计任务书(原始数据)3.设计方案的确定及流程说明4.塔设备的有关计算物料衡算、理论及实际塔板数、塔工艺条件及物性数据计算、塔体及塔板工艺尺寸计算（塔径、塔高）等

5.塔板流体力学验算6.塔板负荷性能图7.设计计算结果总表→教材P1338.精馏塔接管尺寸计算9.主要附属设备的选型与计算10.设计感想及对设计过程有关问题的讨论12.参考文献13.绘制工艺流程图27五、设计说明书的内容1.目录27三设计方案的确定及流程说明设计方案包括精馏方式、塔设备的结构类型和操作参数等的确定。例如塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。流程说明举例：首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，停留一定时间后，通过泵进入原料预热器，加热到泡点温度后，原料从进料口进入到精馏塔中。塔内气相混合物上升，液相混合物在下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，冷凝至泡点后部分回流，部分经冷却进入到塔顶产品储罐。液相混合物从塔底流出，一部分经冷却后进入塔底产品储罐，另一部分经过再沸器中加热，以气相回流的形式重新回到精馏塔。最终完成苯与氯苯的分离。28三设计方案的确定及流程说明设计方案包括精馏方式、塔设备的结设计方案举例：1.1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内甲醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。1.2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于甲醇-水此类物系的分离。1.3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在甲醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。1.4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。原料预热至泡点进料。1.5加热及冷却方式：进料及再沸器采用间接蒸汽加热，塔顶冷凝器采用间壁式水冷。1.6再沸器、冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后经分配器（回流比控制器）分流后泡点回流入塔。塔顶馏出液经冷却后进入产品储罐。塔釜经冷却后进入储罐。29设计方案举例：29（1）塔的有效高度计算Z

已知：理论塔板数NT

；塔板间距HT；

实际塔高：有效高度+塔顶+塔釜+

其它（如人孔、裙座等）

有效塔高：四塔设备的有关计算30（1）塔的有效高度计算Z实际塔高：有效高度+塔顶+塔釜+（2）板式塔塔径的估算塔径可按流量方程求得，即因此计算塔径须先设定塔板间距HT，后算得圆整塔径D，然后确定二者是否符合P107表5-1的数据，如不符应重新设定HT，重复以上步骤直至二者符合。31（2）板式塔塔径的估算塔径可按流量方程求得，即计算塔径须先（3）溢流装置设计0底隙高度32（3）溢流装置设计0底隙高度32堰长

lW

：影响液层高度。堰高hW：直接影响塔板上液层厚度塔板上液层厚度HL：HL=hW+hOW

双流型:单流型：33堰长lW：影响液层高度。堰高hW：直接影响塔板上液层厚堰液头高度hOW

：液体在降液管截中的停留时间：一般要求液体在降液管的停留时间大于3～5s,即按下式计算：图3降液管的形状图34堰液头高度hOW：液体在降液管截中的停留时间：一般要求液降液管底隙高度h0一般情况下，h0值应使液体通过降液管的阻力损失不要超过25mm。此外，降液管底部应浸没在板上液层中以保持液封状态，防止下层上升的气体进入降液管，所以此值应小于堰高

，一般取：35降液管底隙高度h035bcbdbslWrx(4)塔板及其布置4.无效区/边缘区：

3.安定区：入口安定区和出口安定区

2.溢流区：受液区和降液区，一般两区面积相等。1.开孔区36bcbdbslWrx(4)塔板及其布置4.无效区/边缘区：筛孔的尺寸和排列

筛孔：常按正三角形排列。筛板开孔率：

单流型弓形降液管塔板：开孔区面积计算：

bcbdbslWrxd0t37筛孔的尺寸和排列单流型弓形降液管塔板：开孔区面积计算：bc五筛板塔上流体力学计算1．塔板压降（流体阻力）塔板压降由如下三部分组成：（１）干板压降；（２）液层压降；气体通过液层的压降按有效液层阻力计算（３）表面张力引起的压降。由表面张力引起的压降值一般可忽略，故重要由前两项组成38五筛板塔上流体力学计算塔板压降由如下三部分组成：由表面张２．筛板的几个操作极限（1）漏液点（2）液沫夹带（３）液泛板式塔的设计中要求降液管中的液柱高Hd

不超过板间距HT的0.5~0.6倍39２．筛板的几个操作极限（1）漏液点（2）液沫夹带（３）液泛板①液沫夹带线（气相负荷上限线）规定：ev=

0.1（

kg

液体/kg气体）为限制条件。六塔板的负荷性能图——确定塔板的操作弹性②漏液线（气相负荷下限线）③液相负荷下限线规定：40①液沫夹带线（气相负荷上限线）六塔板的负荷性能图——确定④液相负荷上限线⑤液泛线规定：41④液相负荷上限线⑤液泛线规定：41塔板的操作弹性：液量(m3/h)气量(m3/h)42塔板的操作弹性：液量(m3/h)气量(m3/h)42表1工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa各段平均温度tm℃平均流量气相Vsm3/s液相Ls块实际塔板数N块板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s塔板液流型式例：单流型溢流装置溢流管型式例：弓型堰长lwm堰高hwm溢流堰宽度Wdm管底与受液盘距离hom板上清液层高度hLm孔径domm孔间距tmm孔数n个开孔面积m2筛孔气速uom/s塔板压降hpkPa液体在降液管中停留时间τs降液管内清液层高度hdm雾沫夹带evkg液/kg气液相负荷上限….液相负荷下限….气相最大负荷Vs，maxm3/s气相最小负荷Vs，minm3/s操作弹性43表1工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数精馏塔接管尺寸计算加料口、回流液进口、塔底出料口接管尺寸塔顶蒸汽出口、塔底蒸汽进口接管尺寸上述尺寸均需圆整为公称直径另需要确定温度、压力、液位的测量仪表接口需要安装人孔或手孔的要给出安装位置及尺寸44精馏塔接管尺寸计算加料口、回流液进口、塔底出料口接管尺寸44计算举例：进料管：进料体积流量F：摩尔流量mol/h；Mf：平均摩尔质量kg/mol；ρf：密度m3/kg取适宜的输送速度经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：45计算举例：进料管：F：摩尔流量mol/h；Mf：平均摩尔质加料管、回流液管径计算

由高位槽流入塔内时，速度取0.4～0.8m/s；用泵送料液入塔时，速度取为1.5～2.5m/s。料液排出管径的计算塔釜液出塔的速度一般可取为0.5～1.0m/s46加料管、回流液管径计算由高位槽流入塔内时，速度取0.4～0计算举例：塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：取适宜速度经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：47计算举例：塔顶上升蒸汽管取适宜速度经圆整选取热轧无缝钢管(Y表2塔顶蒸汽出口、塔底蒸汽进口管径参考气速表操作压强（绝压）蒸汽流速，m/s常压12～206.7～13.3kPa30～456.7kPa以下45～6048表2塔顶蒸汽出口、塔底蒸汽进口管径参考气速表操作压强（绝压主要附属设备的选型与计算（换热器）附属设备：预热器、冷凝器、再沸器任选一个计算1、原料预热器、塔顶冷凝器的计算。参考本书、天津大学贾绍义版《化工原理课程设计》中换热器设计。2、塔底再沸器的计算参考本书、匡国柱主编《化工单元过程及设备课程设计》。3、泵只需选型，无需设计。

49主要附属设备的选型与计算（换热器）附属设备：预热器、冷凝器、少谈或不谈感想，多谈问题及讨论！50少谈或不谈感想，多谈问题及讨论！50参考文献及应注意的问题1.参考文献：作者、刊名、出版地、出版社、年份、参考页数。具体可参考本书参考文献。2.版面：上下左右要有足够间距，美观而便于修改3.图：要有图题、横纵坐标说明及点线说明；4.表：要有表头，数据及字体比正文小一号，尽量使用三线表；51参考文献及应注意的问题1.参考文献：作者、刊名、出版地、出版绘制生产工艺流程图1.要包含冷凝器、再沸器、泵等辅助设备；2.要有温度、流量、压力等控制点；3.每个设备都要有设备编号；4.主物料线要用粗实线；5.要有图标、图例；6.尺寸：A2号图纸

→

420×594mm。流程图可参考教材P21652绘制生产工艺流程图1.要包含冷凝器、再沸器、泵等辅助设备；流程图绘制的要求1.用细实线(0.35mm)画出设备简单外形；2.设备一般按1:100或1:50的比例绘制；3.常用设备外形可参照P3表1-1；4.用粗实线(0.9mm)画出连接设备的主要物料管线,

并注出流向箭头；5.辅助物料管道(如冷却水、加热蒸汽等)，

用中粗实线(0.5-0.7mm)表示；6.工艺物料的介质代码自行编制，一般以分子式

及其编写字母表示。53流程图绘制的要求1.用细实线(0.35mm)画出设备简单外理想体系安托因方程求取露点举例：补充内容54理想体系安托因方程求取露点举例：补充内容545555非理想体系安托因方程求取露点举例：56非理想体系安托因方程求取露点举例：565757表4苯-氯苯饱和蒸汽压数据表温度/℃8090100110120130131.8Pi0/kPa苯101.3136.6179.9234.6299.9378.5386.5氯苯19.727.339.153.372.495.8101.3相对挥发度5.145.004.614.404.143.953.8258表4苯-氯苯饱和蒸汽压数据表温度/℃809010011表5苯-氯苯的气液平衡数据t-x(y)表t/℃xy801.001.00900.67680.91281000.44180.78481100.26470.61301200.12710.37641300.01930.0722131.80059表5苯-氯苯的气液平衡数据t-x(y)表t/℃xy80常压下甲醇—水系统气液平衡数据见设计书P187及化原上册P269；乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数可查有关手册。氯苯的汽化热计算公式：rv=380.34-0.5217·t；rv:kJ/kg，t：℃；适用范围：40~150℃表6部分元素原子量表元素CHOClNSP原子量12.011.0116.0035.4514.0132.0730.9760常压下甲醇—水系统气液平衡数据见设计书P187及化原上册P21.塔顶、进料及塔釜的泡点温度如何求取？苯-氯苯或者苯-甲苯体系属于理想体系，可直接塔顶、进料板和塔釜压力（因为存在板压降）和各自组成根据安托因方程求解各自泡点。甲醇-水体系或乙醇-水体系，可根据各自压力和组成求取泡点。如果直接根据常压下的t-x-y图上直接读取泡点，则没有考虑板压降对泡点温度的影响，存在较大误差。设计中遇到的一些问题讨论：2.关于最小回流比的求取最小回流比中的挟点（