1、连续精馏塔设计）连续精馏塔设计）2n目的：目的：锻炼学生的综合能力：锻炼学生的综合能力：资料查阅、知识综合应用、理资料查阅、知识综合应用、理论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书。论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书。培养工程观念：培养工程观念：理论理论小试小试放大。放大。n要求：要求：1.进行有关计算进行有关计算，得出设备主要尺寸和参数，得出设备主要尺寸和参数n（塔高，塔径，塔板数等）；（塔高，塔径，塔板数等）；2.选择附属设备选择附属设备；3.编写设计说明书；编写设计说明书；4.绘制工艺流程图；绘制工艺流程图；5.根据计算结果绘制主体设备图形根据计算结果绘制主体设备图形 设备设计部分设备
2、设计部分。3n所有工作必须独立完成；所有工作必须独立完成；n课程设计时间：课程设计时间：2 周；周；n化工原理部分时间化工原理部分时间:1 周周完成设计说明书完成设计说明书工艺流程图绘制在第工艺流程图绘制在第2周进行周进行n说明书用说明书用 A4 纸纸书写；书写；n考核。考核。4n板式精馏塔的设计板式精馏塔的设计n设计题目：设计题目：苯苯-氯苯连续精馏塔的设计氯苯连续精馏塔的设计甲醇甲醇-水连续精馏塔的设计水连续精馏塔的设计56精馏与简单蒸馏的区别精馏与简单蒸馏的区别：汽相：汽相和液相的和液相的部分部分回流回流。也是精馏。也是精馏操作的基本条件。操作的基本条件。提馏段：提馏段：下降液体（包括回
3、流下降液体（包括回流液和料液中的液体部分）中的液和料液中的液体部分）中的轻组分向汽相（回流）传递，轻组分向汽相（回流）传递，而汽相中的重组分则向液相传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递，从而完成下降液体重组分的提浓。的提浓。精馏段：精馏段：汽相中的重组分向液汽相中的重组分向液相（回流液）传递，而液相中相（回流液）传递，而液相中的轻组分向汽相传递，从而完的轻组分向汽相传递，从而完成上升蒸气的精制。成上升蒸气的精制。料液,xF Feed塔顶产品,xDO v e r h e a d product塔底产品,xWB o t t o m s product液相回流Liquid ref
4、lux汽相回流Vapor reflux精馏段Rectifying section提馏段Stripping section再沸器Reboiler冷凝器condenser7精馏分析计算中常用的精馏分析计算中常用的三种汽、液相平衡三种汽、液相平衡关系关系表达方式：表达方式：l 相图相图l 相平衡常数相平衡常数l 相对挥发度相对挥发度 80.00.20.40.60.81.00.00.20.40.60.81.0苯-氯苯 yx0.00.20.40.60.81.08090100110120130140 t/x(y)苯-氯苯图图1.苯苯-氯苯物系相平衡图氯苯物系相平衡图90.00.20.40.60.81.00
5、.00.20.40.60.81.0甲醇-水 yx图图2 甲醇甲醇-水物系相平衡图水物系相平衡图0.00.20.40.60.81.06065707580859095100105 t/x(y)甲醇-水10式中：式中：yi、xi 为为 i 组分在汽、液平衡两相中的摩尔分数。组分在汽、液平衡两相中的摩尔分数。对于易挥发组分，对于易挥发组分，Ki 1，即，即 yi xi。Ki 值越大，组分在汽、液两相中的摩尔分数相差越大，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。分离也越容易。iiixyK 11AAAABABBBABBpxyyKpxxxK相平衡方程相平衡方程xxy11若已知两组分的相对
6、挥发度，可由上式确定平衡时汽液两相的组成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12对对，苯，苯-氯苯可视为理想体系氯苯可视为理想体系 000AAbBBpAntoinetPp；根据方程确定、对对非理想体系非理想体系，甲醇，甲醇-水可视为非理想体系水可视为非理想体系t-x-yABAByyxx；根据图上汽液相浓度可计算得到13四四 板板 式式 塔塔板式塔结构及性能板式塔结构及性能（1）板式塔结构板式塔结构 进料回流液塔顶气相塔底液相14塔板结构塔板结构 气体通道气体通道 形式很多，如筛板、浮阀、泡罩等，对塔板性能影响很大。降液管（液体通道）降液管（液体通道）液体流通通道，多为弓形
7、。受液盘受液盘 塔板上接受液体的部分。溢流堰溢流堰 使塔板上维持一定高度的液层，保证两相充分接触。15浮阀塔板结构16（2）塔板上的气塔板上的气液两相流动液两相流动17汽、液两相接触方式汽、液两相接触方式 两相流动的推动力两相流动的推动力 全塔：逆流接触塔板上：错流接触液体：重力气体：压力差18塔板上理想流动情况：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：塔板上的非理想流动情况：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。塔板上
8、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。19液泛现象液泛现象2 塔内气、液两相异常流动塔内气、液两相异常流动（1）液泛）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。液泛。201)夹带液泛夹带液泛原因：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：液泛气速：开始发生液泛时的气速。212）溢流液泛）溢流液泛 当塔内液相流量过大或
9、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。说明：两种液泛互相影响和关联，其最终现象相同。22（2）严重漏液严重漏液 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漏液点气速。23常用塔板的类型常用塔板的类型（1 1）泡罩塔板）泡罩塔板优点优点：塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵。缺点：缺点：结构复杂，制造成本高，塔板阻力大。组成：组成：升气管和泡罩24圆形泡罩条形
10、泡罩泡罩塔25（2 2）筛板塔板筛板塔板优点优点：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：3-8 mm，大孔径筛板：12-25 mm。26多降液管（多降液管（MD）塔板塔板 优点：优点：提高允许液体流量27n1.目录目录n2.设计任务书设计任务书(原始数据原始数据)n3.设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明n4.塔设备的有关计算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）等据计算、塔体及塔板工艺尺寸计算（塔径、塔高）等 n5.塔板流体力学验
11、算塔板流体力学验算n6.塔板负荷性能图塔板负荷性能图n7.设计计算结果总表设计计算结果总表教材教材P133n8.精馏塔接管尺寸计算精馏塔接管尺寸计算n9.主要附属设备的选型与计算主要附属设备的选型与计算n10.设计感想及设计感想及对设计过程有关问题的讨论对设计过程有关问题的讨论n12.参考文献参考文献n13.绘制工艺流程图绘制工艺流程图28三三 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明设计方案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：流程说明举
12、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。29设计方案举例：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
13、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。30（1
14、）塔的有效高度计算）塔的有效高度计算 Z 已知：已知：理论塔板数 NT ；塔板间距 HT；(1)TTTNZHE实际塔高：有效高度实际塔高：有效高度+塔顶塔顶+塔釜塔釜+其它（如人孔、裙座其它（如人孔、裙座等）等）有效塔高：有效塔高：四四 塔设备的有关计算塔设备的有关计算31（2）板式塔塔径的估算板式塔塔径的估算24sVD u4sVDu塔径可按流量方程求得塔径可按流量方程求得，即，即 因此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。32（3）溢流装置设计）溢流装置设计0底隙高度底隙高度33堰长堰长
15、 lW：影响液层高度。堰高堰高 hW：直接影响塔板上液层厚度塔板上液层厚度塔板上液层厚度HL：HL=hW+hOW 0.6 0.8WlD0.5 0.6WlD 双流型:单流型：342/332.8410howWLhEl堰液头高度堰液头高度 hOW：33/fTsA HmmsL降液管容积液体体积流量液体在降液管截中的停留时间：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一般要求液体在降液管的停留时间大于间大于3 35 s,5 s,即按下式计算：即按下式计算：图3 降液管的形状图Af(a)圆形（b)弓形图1016 降液管示意图Af35降液管底隙高度降液管底隙高度h0一般情况下，一般情况下，h
16、h0 0值应使液体通过降液管的阻力损失不要超值应使液体通过降液管的阻力损失不要超过过25mm25mm。此外，降液管底部应浸没在板上液层中以保持液此外，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于堰高 ，一般取：，一般取：06 13whhmm36bcbdbslWrx(4)(4)塔板及其布置塔板及其布置4.无效区无效区/边缘区：边缘区：3.安定区：入口安定区和出口安定区安定区：入口安定区和出口安定区 2.溢流区：溢流区：受液区和降液区，一般两区面积相等。1.开孔区开孔区37)sin(21222rxr
17、xrxAa筛孔的尺寸和排列筛孔的尺寸和排列 筛孔筛孔：常按正三角形排列。筛板开孔率筛板开孔率：单流型弓形降液管塔板单流型弓形降液管塔板：开孔区面积计算：开孔区面积计算：20220907.060sin21421tdtdAAoaobcbdbslWrxd0t38五五 筛板塔上流体力学计算筛板塔上流体力学计算1塔板压降（流体阻力）塔板压降（流体阻力）塔板压降由如下三部分组成：塔板压降由如下三部分组成：（）干板压降；（）干板压降；（）液层压降；（）液层压降；气体通过液层的压降按有效液层阻力计算气体通过液层的压降按有效液层阻力计算（）表面张力引起的压降。（）表面张力引起的压降。ppp 干液由表面张力引起的
18、压降值一般可忽略，故重要由前两项组成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39筛板的几个操作极限筛板的几个操作极限（1）漏液点）漏液点（2）液沫夹带）液沫夹带3.23.2730.00570.22()12()GGvTfTfuueHhHh（）液泛（）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0.50.6倍0,min04.4(0.00560.13)/LLVuChh40 液沫夹带线（气相负荷上限线）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。六六 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图确定塔板的操作弹性漏液线（气相负荷下限线）漏液线（
19、气相负荷下限线）0,min04.4(0.00560.13)/LLVuChh3.23.2730.00570.22()12()GGvTfTfuueHhHh液相负荷下限线液相负荷下限线规定：2/332.84 100.006SowWLhEl41 液相负荷上限线液相负荷上限线 液泛线液泛线()dTWHHh规定：3 5fTsAHsL42min,max,hhVVVVqq塔板的操作弹性：塔板的操作弹性：液量(m3/h)气量(m3/h)43项项 目目符符 号号单单 位位计算数据计算数据精馏段精馏段提馏段提馏段各段平均压强各段平均压强PmkPa各段平均温度各段平均温度tm 平均流量平均流量气相气相Vsm3/s液相
20、液相Ls块块实际塔板数实际塔板数N块块板间距板间距HTm塔的有效高度塔的有效高度Zm塔径塔径Dm空塔气速空塔气速um/s塔板液流型式塔板液流型式例：单流型例：单流型溢流装置溢流装置溢流管型式溢流管型式例：弓型例：弓型堰长堰长lwm堰高堰高hwm溢流堰宽度溢流堰宽度Wdm管底与受液盘距离管底与受液盘距离hom板上清液层高度板上清液层高度hLm孔径孔径dom m孔间距孔间距tm m孔数孔数n个个开孔面积开孔面积m2筛孔气速筛孔气速uom/s塔板压降塔板压降hpkPa液体在降液管中停留时间液体在降液管中停留时间s降液管内清液层高度降液管内清液层高度hdm雾沫夹带雾沫夹带evkg液液/kg气气液相负荷
21、上限液相负荷上限.液相负荷下限液相负荷下限.气相最大负荷气相最大负荷Vs，maxm3/s气相最小负荷气相最小负荷Vs，minm3/s操作弹性操作弹性44n加料口、回流液进口、塔底出料口接管尺寸加料口、回流液进口、塔底出料口接管尺寸n塔顶蒸汽出口、塔底蒸汽进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需要安装人孔或手孔的要给出安装位置及尺寸4533299 22.37.32/0.00203/911.3fSffFMVmhms44
22、0.002030.0362SfifVdmu24 0.002031.7/0.039fum s计算举例：进料管：进料体积流量2.0/fum sF：摩尔流量 mol/h；Mf：平均摩尔质量kg/mol；f：密度 m3/kg取适宜的输送速度45 3mm经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：46n由高位槽流入塔内时，速度取由高位槽流入塔内时，速度取0.40.8 m/s；n用泵送料液入塔时，速度取为用泵送料液入塔时，速度取为1.52.5 m/s。n塔釜液出塔的速度一般可取为塔釜液出塔的速度一般可取为 0.51.0 m/s4733(1 1)65.85 39.813750/1.042
23、/1.398SVVmhms4 1.0420.25820dm计273 5mm计算举例：塔顶上升蒸汽管计算举例：塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：2.0/Vum s取适宜速度经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：24 1.04219.2/0.263SVum s实际管内流速：48操作压强（绝压）操作压强（绝压）蒸汽流速，蒸汽流速，m/s常压常压12206.713.3kPa30456.7kPa以下以下456049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
24、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。50少谈或不谈感想，多谈问题及讨论！少谈或不谈感想，多谈问题及讨论！511.参考文献：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；52n1.要包含冷凝器、再沸器、泵等辅助设备；要包含冷凝器、再沸器、泵等辅助设备；n2.要有温度、流量、压力等控制点；要有温度、流量、压力等控制点；n3.每个设备都要有设备编号；每个设备都要有设备编号；n4.
25、主物料线要用粗实线；主物料线要用粗实线；n5.要有图标、图例；要有图标、图例；n6.尺寸：尺寸：A 2号图纸号图纸 420594 mm。n流程图可参考教材流程图可参考教材P21653n1.用用细实线细实线(0.35mm)画出画出设备简单外形设备简单外形；n2.设备一般按设备一般按1:100或或1:50的比例绘制；的比例绘制；n3.常用设备外形可参照常用设备外形可参照P3表表1-1；n4.用用粗实线粗实线(0.9mm)画出连接设备的画出连接设备的主要物料管线主要物料管线,并注出流向箭头；并注出流向箭头；n5.辅助物料管道辅助物料管道(如冷却水、加热蒸汽等如冷却水、加热蒸汽等)，用用中粗实线中粗实
26、线(0.5-0.7mm)表示；表示；n6.工艺物料的介质代码自行编制，一般以分子式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。及其编写字母表示。54理想体系安托因方程求取露点举例理想体系安托因方程求取露点举例：补充内容补充内容5556非理想体系安托因方程求取露点举例：非理想体系安托因方程求取露点举例：5758表表4 苯苯-氯苯饱和蒸汽压数据表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19.7 27.339.153.372.495.8101.3相对挥发度5.145.
27、004.614.404.143.953.8259表表5 苯苯-氯苯的气液平衡数据氯苯的气液平衡数据t-x(y)表表t/xy801.001.00900.67680.91281000.44180.78481100.26470.61301200.12710.37641300.01930.0722131.80060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=380.34-0.5217t；rv:kJ/kg，t：；适用范围：40150 表表6 部分元素原子量表部分元素原子量表元素CHOClNSP原子量12.0
28、11.0116.0035.4514.0132.0730.97611.塔顶、进料及塔釜的泡点温度如何求取？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：2.2.关于最小回流比的求取关于最小回流比的求取最小回流比中的挟点（xe,ye）可通过y-x图直接读出，或通过相平衡方程与q线方程联立求交点坐标（xe,ye）
29、。620.170.616lgTmE0.2450.49()TLE3.3.关于全塔效率关于全塔效率E ET T的求取的求取1、甲醇-水体系可根据化原下册118页图10-19查图或根据公式直接求取。2.对于非烃类物系，如苯-氯苯体系可参照化原下册118页图10-20查图或或根据公式求取。难点在于求进料组成下的全塔平均温度（可取塔顶和塔底的算术平均值），进而确定平均粘度，再确定泡点。步骤：首先确定相对挥发度和理论板数，假设一个ET后求出实际板数，根据实际板数和板压降求算塔底的压力（和进料板压力），根据塔底压力和安托因方程求出泡点，再根据全塔平均温度确定平均粘度，查图或计算得到ET，若（ET-ET）的绝
30、对值小于1%即表示假设合理，都则将ET设为假定值，重新计算，直至满足小于1%的合理范围。634 4、关于塔径圆整及精馏段、提馏段的计算、关于塔径圆整及精馏段、提馏段的计算精馏塔精馏段、提馏段气液相负荷不同，所以精馏、提馏应分开计算。精、提两段的塔径在可能情况下尽量圆整为相同（以方便塔设备的制造），但对两段的塔板间距、溢流堰高、堰长、底隙高度、孔径、开孔率、开孔面积等分别设计计算，保证精馏段、提馏段的负荷性能图中的操作点都须落在操作范围内。5 5、设计书、设计书P33P33图图3-83-8中清液层高度中清液层高度h hL L=h hw w+h+howow646.6.关于任务书的一些说明及物性参数查取原则关于任务书的一些说明及物性参数查取原则 任务书中“塔底加热蒸汽压0.5MPa为加热蒸汽压力而非塔釜液对应的压力。实际塔高应依照P29公式3-29。关于物性参数计算如平均密度、平均粘度等，应该使用任务书中给定的xw，而非逐板计算的xw，因为塔釜的泡点是按照给定的xw确定的。计算物性参数时，板压降还没有计算出来，此时可按照任务书给定的塔板压降0.7ka进行计算，得到进料板和塔釜处的压力。END
