二元混合液连续精馏装置的设计

化工原理课程小设计指导

二元混合液连续精馏装置的设计

一、设计目的

通过化工原理课程小设计，使学生初步建立化工设计的基本概念，得到理论联系实际，综合运用相关理论知识进行化工单元设备设计计算的训练，得到查阅物性数据和使用工程计算图表的训练，得到综合分析问题与解决问题能力的培养。

二、设计条件与工艺要求（浓度均指易挥发组分的摩尔分率）

本设计拟通过连续精馏，分离苯-甲苯二元混合液。 1、生产能力（以进料量计）： 吨/年 2、料液组成：x AF =

3、产品要求：x AD = ， x AW =

4、设计条件

（1）操作压力：常压

（2）原料温度：原料原始温度20℃，经过与塔釜高温液体间接换热之后的温度60℃（即入塔时的温度）。 （3）进料方式：在最适宜的进料板上连续进料。 （4）回流热状态：泡点回流。

（5）塔釜间接蒸汽加热，所用的加热蒸汽压力为200kP a （绝对压）。仅利用其冷凝热。

（6）塔顶设全凝器，利用冷却水间接换热，冷却水的进、出口温度分别为t in =25℃，t out =43℃ 。 （7）年工作日：300天。 三、设计内容与步骤

1、连续精馏装置流程设计：生产过程原理叙述，绘出流程图。（为了节能，建议冷态的原料首先与塔釜流出的热产物进行热量交换升温到60℃ 。 2、筛板精馏塔的设计。

（1）整理原始数据，在直角坐标纸上分别绘出t-x(y)图（泡点温度线和露点温度线）、x~y图（相平衡曲线）。确定塔顶温度、进料板上的温度、塔底（塔釜）温度。 （2）全塔物料衡算，计算D 、W 的数值。（3）计算进料热状态参数q ，写出q 线方程，在x~y图上绘出q 线。 （4）确定R min 和R 。取R =(1. 2~2) R m i n 。（5）分别计算精馏段汽体、液体的平均组成和平均密度ρV 、ρL （kg/m3） ；提馏段汽体、液体的平均组成和平均密度ρV ' 、ρL ' 。

（6）计算塔内精馏段的汽、液流量V 、L （kmol/h），体积流量V s 、L s (m3/s)；提馏段的汽、液千摩尔流量、

（kmol/h），体积流量s 、s (m3/s)。

（7）图解法确定理论塔板数N T 及最适宜的进料位置N T,1 。

（8）根据筛板塔板的总效率E 0 ，确定实际塔板数和实际进料位置。

（9）分别确定精馏段的汽相体积流量、汽体流速和塔径、提馏段的汽相体积流量、汽体流速和塔径。 （10）精馏段的塔板结构设计、提馏段的塔板结构设计：包括选择溢流形式（单溢流）、设计堰长、降液区面积、确定开孔区面积、设计堰高、设计降液管底隙高度、确定筛孔孔径、选择筛孔布置方式并计算具体布置尺寸。 （11）精馏段塔板的流体力学验算、提馏段塔板的流体力学验算。

（12）在直角坐标纸上，分别绘出精馏段塔板的负荷性能图、计算操作弹性，提馏段塔板的负荷性能图，计算操作弹性。 （13）精馏塔设计计算成果数据汇总与设计成果自我评定。

3、塔体上各种管接口的计算及选定。4、塔高的计算。5、塔釜加热蒸汽消耗量和塔顶冷凝器冷却水消耗量的计算。6、塔釜所需换热面积的估算、塔顶冷凝器所需换热面积的估算。 四、设计成果及要求

设计说明书（主要内容是设计计算书），要求有封面、设计题目及设计任务、设计总说明。设计内容分清层

次，列出目录。说明书的内容表达要求条理清晰，书写工整。在相关的内容部分穿插入t~x(y)图、x~y图、精馏段塔板的负荷性能图、提馏段塔板的负荷性能图、筛板塔设计工艺条件图。最后按照规范格式列出主要参考文献。最后进行本次小设计的收获总结。 期刊著录格式：

［序号］著者. 论文题名［J ］. 期刊名称. 出版年，卷号（期号）：页码范围 书籍著录格式：

［序号］著者. 书名(版次（第一版不标注）) ［M ］. 出版地:出版社，出版年，页码范围 五、设计计算指导

1、苯、甲苯混合物的t~x(y)关系、x~y关系表查化工原理教材（下）。

2、按照原料的年处理量及组成，计算出原料每小时处理量F(kmol/h) ，通过全塔物料衡算计算D 、W 。

3、常压操作实际上塔内的压力略高于大气压强，尤其是塔底的压强会更高一点。在初步设计时，可以视为塔内的压力等于大气压强，即P =101. 3kPa ，这样计算出的汽体体积流量偏大一些，对于计算塔径趋向于安全稳妥。 4、当进料组成变化后，进料板上的饱和温度应有变化，但是，变化值不变，所以，每位同学都可以取甲苯在各组成泡点温度下的摩尔汽化潜热为32200kJ/kmol 。苯的摩尔汽化潜热自查化工原理教材附录18或者相关资料。要注意，查比热容（附录16）时是根据原料自进料温度到泡点温度的平均温度，查汽化潜热时是根据泡点温度。 5、建议设计釜式再沸器，即釜与塔体独立，塔底液体流入釜中，这样在设计和管理上更为灵活方便。 6、在确定精馏段的平均温度、提馏段的平均温度时，需要先确定塔顶温度、进料板温度、塔底的温度。根据y 1(=xD ) 查露点温度线确定塔顶温度，根据x f 查泡点温度线确定进料板的温度，根据x w 查相平衡线得到y w ，根据y w 查露点温度线确定塔底温度。

7、确定各塔段上的汽相平均密度时，按照ρV =

PM m

，M m 是汽体的在相应塔段内的平均分子量，T m 是汽RT m

1=a 1

+a 2

，a 1 、a 2分别是苯、甲

体的在相应塔段内的平均温度。确定各塔段上的液相平均密度时，按照

ρL ρ1ρ2

苯在相应塔段内的平均质量分率。查苯、甲苯液体密度时可以近似利用附录6中数据或者相关资料。

8、塔板的总效率与塔板形式、汽液接触状态、液相粘度、物系的相对挥发度等多种因素有关，本设计中可以取大约60%~70% 。

9、当确定各塔段中的汽相体积流量时注意按照相应塔段上的平均温度。确定各塔段中的汽体流速时按照化工原理教材（下）P129~P130 。初选取板间距H T =450mm ，板上清液层厚度h L =70mm ,即H T -h L =450-70=380mm=0.38m （教材（下）P129图10-42图中曲线的标注数值）。若提馏段塔径与精馏段塔径相差小于等于200mm ，则可取同样的值（较大值）。

查苯、甲苯液体表面张力时可以利用物理化学教材附录中的相近数据。

10、当进行塔板结构设计时，选择单溢流、弓形降液管。为了确定塔板开孔区面积，需要先确定各边界区。

w

一般取l w =(0. 6~0. 8) D 。W d 为降液管宽度，A f 为降液管横截面积，设计时根据l w /D 的l w 为降液管长度，

取值由表1确定W d 和A f 。l w /D 值取得适当大，A f 和W d 的值则大，降液管的容积大，液体在其中的停留时间长，有利于液体中所夹带的气体的解脱。 W c 为边缘区，一般取W c =50~75mm 。W s ' 为入口安定区，W s 为出口安定区，通常取W s ' =W s =50~100mm 。D 为塔内径。A T 为塔的横截面积A T =面积A a 可用下式计算为

π

4

D 2 。塔板开孔区

⎛πr 2⎛x ⎫⎫22

A a =2 x r -x +arcsin ⎪⎪ ⎪180⎝r ⎭⎭⎝

式中：x =

D D ⎛x ⎫

-(W d +W s ) ，r =-W c ，arcsin ⎪为以角度表示的反正弦函数。 22⎝r ⎭

表1 弓形降液管的相关参数关系数据

11、堰高h w 的设计时，要考虑保持塔板上清液层高度h L =50~100mm ，取h L =70mm 。h ow 为堰上液层高度，一般取6mm h ow 60~70mm 。因为h L =h w +h ow ，所以 h w =h L -h ow 。

对于平直堰，h ow 的计算利用Francis 公式，即

h ow

2. 84⎛L h ⎫

⎪=E 1000⎝l w ⎪⎭

，式中，L h 为塔段内液体体积流量（m 3/h），

E 为液流收缩系数，可近似取E=1 。在工业塔中，堰高h w 一般为40mm~50mm 。

12、降液管底隙高度h 0设计时，应低于出口堰高度h w ，才能保证降液管底端有良好的液封，一般考虑h w 比h 0高出6mm 。降液管底隙高度h 0可按下式计算：h 0=

L h

，式中，L h 为塔段内液体体积流量（m 3/h），

3600l w u 0'

u 0' 为液体通过底隙时的流速，根据经验，一般取u 0' =0. 07~0. 25m /s 。降液管底隙高度h 0一般不宜小于

20~25mm ，否则易于堵塞。

13、设计时可取凹形受液盘，凹形受液盘的深度取大于50mm 。 14、筛孔孔径可采用d 0=10~25mm 。筛板厚度δ可取3~4mm 。

15、筛孔可选按照正三角形排列。筛孔中心距t 过小，易使得气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀。设计推荐值为t/d0=3~4 。当选择正三角形排列时，筛孔的数目n 按下式计算，n =

1. 155A a

t 2

16、筛板上筛孔总面积A 0与开孔区面积A a 的比值称为开孔率。一般要求开孔率10%~20% 。

17、塔板的流体力学验算内容包括：塔板压降、液沫夹带、漏液、液泛、液体在降液管中停留时间等。 （1）塔板压降 气体通过塔板时的压降以液柱高度数值来表示

h p =h c +h l +h σ

1）干板压降h c （m 液柱） h c =0. 051

⎛u 0⎫

⎪⎪⎝C 0⎭

2

2

⎡⎛A 0⎫⎤⎛ρV ⎫ ρ⎪⎪⎢1- A ⎪⎪⎥ ⎝L ⎭⎢⎣⎝a ⎭⎥⎦

式中，u 0为气体通过筛孔时的流速（m/s）, C 0为孔流系数，与 表2 C 0与

d 0

值有关，见表2 。

d 0

的关系 当d 0≥10mm 时，由表2查得的C 0值再乘以1.15的校正系数。 2）气体通过塔板上液层的压降

h l h l =βh L =β(h w +h ow )

式中，β为充气系数，通常可取β=0. 5~0. 6 。

3）气体通过液面时液体表面张力产生的压降h σ 本设计物系的h σ值很小，可给予忽略。 （2）液沫夹带

3. 2

5. 7⨯10⎛ u a 每kg 气体产生的液沫夹带量（kg ）按下式计算：e V =

H -h σL f ⎝T

-6⎫

⎪⎪⎭

式中，e V 为液沫夹带量，kg 液体/kg气体。u a 为通过有效传质区的气速，m/s ，u a =上鼓泡层的高度，m ，一般取h f （3）漏液

当漏液量等于塔内液流量的10%时的筛孔气速称为漏液点气速，以

V s

。h f 为塔板

A T -A f

=2. 5h L 。设计中规定液沫夹带量e V 0. 1, kg /kg 。

u 0. min 表示。用下式计算：

u 0. min =

F 0, min

ρV

，式中，F 0, min 为漏液点动能因子，F 0, min 值的适宜范围为8~10 。气体通过筛孔的实际速度u 0

与漏液点气速u 0. min 之比，称为稳定系数K ，即K =

u 0u 0, min

，K 值的适宜范围为1.5~2 。

（4）液泛

液泛分为降液管液泛（溢流液泛）和液沫夹带液泛两种情况。因已经进行了液沫夹带量的验算，故再对降液管液泛进行验算。为使液体能够由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度H d 。降液管内的液层高度H d 用来克服相邻两板之间的汽相压降、板上清液层阻力和液体流过降液管的阻力。H d 用下式计

算：H d =h P +h L +h d

液体流过降液管的阻力

2

h d

主要由降液管底隙处的局部阻力造成，按下式计算：

⎛L s ⎫' 2'

⎪h d =0. 153 =0. 153u ，式中，为液体流过降液管底隙时的流速，m/s 。为了防止液泛，应保证u 00 l h ⎪⎝w 0⎭

()

降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰，即 H d ≤ϕ(H T +h w ) ，式中，ϕ为安全系数，对易发泡物系，ϕ=0. 3~0. 5 ；对不易发泡物系，ϕ=0. 6~0. 7 。苯-甲苯为不易发泡物系。若出现了

H d ≥ϕ(H T +h w ) ，即出现了液泛现象，则应适当增加板间距H T 的数值，重新设计。

（5）液体在降液管中停留时间

液体在降液管中的实际停留时间为τ=

A f ⋅H d

L s

。液体在降液管中的最大停留时间可为τ=

A f ⋅H T

L s

。设

计中应使最大停留时间不小于3~5秒。 18、塔板的负荷性能图

精馏段与提馏段塔班的负荷性能图是有些差异的，但在一定简化情况时则基本相同。做出塔板的负荷性能图。 （1）漏液线（汽相下限线）

由V s , min =A 0⋅u 0, min ，u 0, min =4. 4C 0(0. 0056+0. 13h L -h σ)

ρL

，经整理得： ρV

V s , min =3. 0. 00961+0. 114L s

在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出相应的V s 值，在V s （纵坐标）~Ls （横坐标）上描绘出漏液线（汽相下限线）。

（2）液沫夹带线（汽相上限线）

5. 7⨯10⎛ u a 以e V =0.1kg液/kg气为限，根据式e V =

H -h σL f ⎝T

-6⎫

⎪及相关的关系式，整理得到： ⎪⎭

3. 2

V s , max =1. 29-10. 07s

在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出相应的V s 值，在V s （纵坐标）~Ls （横坐标）上描绘出液沫夹带线（汽相上限线）。

（3）液相负荷下限线 以堰上液层高度h ow =0.006m作为最小液相负荷标准，取

h ow

2. 84⎛3600L s ⎫

⎪=E 1000⎝l w ⎪⎭

=0. 006 ，取E=1，得到： L s , min

⎛0. 006⨯1000⎫

= ⎪

2. 84⎝⎭

3

l w

3600

据此可做出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。

（4）液相负荷上限线 以液体在降液管中的停留时间τ=4s 为限，由τ=据此可做出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。

A f ⋅H T

L s

得到：L s , max =

A f ⋅H T

4

，

（5）液泛线 以出现H d =ϕ(H T +h w ) 为极限，将相关的关系式整理得到：

V =1. 37-3176L -13. 16s

2s 2s

在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出相应的V s 值，在V s （纵坐标）~Ls （横坐标）上描绘出液泛线（溢流液泛线）。

在所做出的负荷性能图上，根据该塔段上实际的气相流量V s 和实际的液相流量L s 做出操作点A ，连接原点OA ，OA 直线即为操作线。操作线与负荷性能图的边界交点读出V s , max 、L s , max 、V s , min 、L s , min 。该塔段的操作弹性为

V s , max V s , min

或

L s , max L s , min

。

19、塔高的确定 （1）塔顶空间高度H D =(1. 5~2) H T ，（2）塔底空间高度H B =1. 5~2m ，（3）塔顶封头高度H 1=

⎛11⎫

（4）进料板处的板间距H F =600~1000mm ，一般留出2~3个进料口，进料板~⎪D ，

⎝32⎭

总数为n F 。（5）设人孔处的板间距H P =600mm ，一般每隔6~8层塔板设一人孔，人孔总数为n p 。（6）塔裙座高度H 2=5m

。（7）实际塔板数为

n 。塔高的计算式为：

H =(n -n F -n p -1) H T +n F H F +n p H P +H D +H B +H 1+H 2

20、取塔釜中的总传热系数K =500

J

，取塔顶冷凝器的

m 2⋅s ⋅o C

P 总传热系数K =350

J

。 2o

m ⋅s ⋅C

F

H

B

21、回流液、原料液流速取1.5~2.5m/s 。塔底液体流出流速取0.5~1.0m/s 。塔顶蒸汽流出流速取12~20m/s 。塔釜蒸汽回塔流速取20~25m/s 。注意所计算出的各管接口要圆整。取样口、压力计接口、温度计接口、液面计接口通常采用公称直径15~25（一般使用不易堵塞的公称直径25的接管）的带法兰接管，并附法兰盖。塔顶设温度计接口、压力计接口、取样口。塔底设温度计接口、压力计接口、取样口、液面计接口（2个）。塔内灵敏板上设温度计接口。

2