化工原理课程设计—板式精馏塔的设计

化工原理课程设计

板式精馏塔的设计

1.1 概述

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。

板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。

（一）泡罩塔

泡罩塔是最早使用的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。

泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便，板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高。现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。

（a b）

图1 泡罩塔

（二）浮阀塔

浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。

浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。

浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。

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F-1型 V-4型 A型

十字架型 方形浮阀

图2 浮阀塔板

（三）筛板塔

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

垂直筛板

林德筛板

图3 筛板塔板

1.2 设计方案的确定及流程说明

1.2.1 装置流程的确定

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态

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物料，则宜用分凝器。

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德进料板，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，最后流入塔底在肺气肿。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。流程图如附图6：1.2.2 操作压力

精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计中已制定为塔顶压力为4kPa。1.2.3 进料热状态

进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为气液混合进料：液：气=1：2。

1.2.4 加热方式

蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。

1.2.5 回流比的选择

影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。

适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。

（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.1～2倍，即R＝（1.1～2）Rmin；

（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然

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可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。

1.3 塔的工艺计算

6833.4 4107.7

105 204.2 86.0

110.6 0 0 120 16.2 17.3

120 763 768 120 0.215 0.228

110.6 240.0

临界温度tC（℃） 临界压强PC（kPa）

288.5 318.57

100 179.2 74.3

已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F=4600kg/h；xF=0.41；xD=0.99；xW=0.02；回流比R（自选）；进料热状况，q=1/3，塔顶压强，p塔顶=4kPa。项目 苯A 甲苯B 温度C

0表1 苯和甲苯的物理性质

分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0

0分子量M 78.11 92.13 85 116.9 46.0

90

沸点（℃） 80.1 110.6

95 155.7 63.3

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

PA,kPa PB，kPa

0

0

135.5 54.0

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据（[2]：P8例1—1附表2）温度C 液相中苯的摩尔分率

80.1 1.000

85 0.780

90 0.581

95 0.412

100 0.258 0.456

110 17.5 18.4 110 778 780

105 0.130 0.262

汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.630

表4 纯组分的表面张力([1]：P378附录图7)

温度 苯，mN/m 甲苯，Mn/m 温度(℃) 苯,kg/m3 甲苯,kg/m3 温度(℃) 苯（mPa.s）

80 0.308

80 21.2

90 20

100 18.8

21.7 20.6 19.5 表5 组分的液相密度([1]：P382附录图8)

80 814

90 805

100 791

809 801 791 表6 液体粘度μL（[1]：P365）

90 0.279 0.286

100 0.255 0.264

110 0.233 0.254

甲苯（mPa.s） 0.311 1.3.1 物料衡算与操作线方程

1.3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

41/78.11xF??0.4541/78.11?59/92.132/78.11xW??0.02352/78.11?98/92.13

1.3.1.2 平均分子量

xD?99/78.11?0.99299/78.11?1/92.13

MF?0.45?78.11?(1?0.45)?92.13?85.82Kg/KmolMD?0.992?78.11?(1?0.992)?92.13?78.22Kg/Kmol MW?0.0235?78.11?(1?0.0235)?92.13?91.80Kg/Kmol

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1.3.1.3 全塔物料衡算

总物料衡算 D+W=Fˊ=4600 （1） 易挥发组分物料衡算 O.99Dˊ+0.02Wˊ=0.41×F （2）

//

联立上式（1）、（2）得：F′=4600kg/h W′=2751kg/h D′=1849kg/h

则F?

F?4600D?1849??53.60 Kmol/h D???23.64Kmol/h MF82.52MD78.22W?W?2751??29.97Kmol/h MW91.801.3.1.4 q线方程（在本设计中给定为q=1/3）

精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。

式中 q——进料热状态参数;

1xq0.45q??F?3??0.5x?0.675

11q?1q?11??133

yq、xq——交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数；

xF——进料中易挥发组分摩尔分数；1.3.1.5 精馏段操作线可知xq=0.31;yq=0.52,

则Rmin?

因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。由图1

xD?yqyq?xqy??0.992?0.52?2.48,取R=1.3Rmin=1.3×2.48=3.22

0.52?0.31

精馏段操作线方程为:

R13.220.992x?xD?x??0.763x?0.235 R?1R?13.22?13.22?1式中 y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；

xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数；R──回流比，R＝L/D；

1.3.1.6 提馏段操作线

在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d(xd，yd)，即进料点与提馏段内的任一截面间进行质量和热量衡算，连接cd（c点坐标为xW,xW）可作出提馏段操作线方程。1.3.2 理论塔板数的计算

欲计算完成规定分离要求的所需的理论板数，须知原料液组成，选择进料热状况和操作回流比等精馏操作条件，利用气液平衡关系和操方程求算。

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