第一章概述
精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。
1．精馏塔
精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。
本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
2．再沸器
作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。
立式热虹吸特点：
▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
3．冷凝器（设计从略）
用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
第二章方案流程简介
1．精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。
流程如下：
原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。
2．工艺流程
1）物料的储存和运输
精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。
2）必要的检测手段
为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。
另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。
3）调节装置
由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。
3．设备选用
精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。
4．处理能力及产品质量
处理量： 70kmol/h
产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）
进料：x f＝65％
塔顶产品：x D＝98％
塔底产品: x w≤2％
第三章精馏塔工艺设计第一节设计条件
1．工艺条件：
饱和液体进料，进料丙稀含量x f＝65％（摩尔百分数）
塔顶丙稀含量x D＝98％，釜液丙稀含量x w≤2％，总板效率为0.6。
2．操作条件：
1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）
2）加热剂及加热方法：加热剂——水蒸气
加热方法——间壁换热
3）冷却剂：循环冷却水
4）回流比系数：R/Rmin=1.4
3．塔板形式：筛板
4．处理量：q nfh=70kmol/h
5．安装地点：大连
6．塔板设计位置：塔顶
第二节物料衡算及热量衡算
一物料衡算
1．换算
将摩尔百分数换算成质量百分数：
W=X·M A/[X·M A+(1-X)·M B]
x f＝65％ w f＝63.93％
x D＝98％w D＝97.91％
x w≤2％w W≤1.91％
将摩尔流量换算成质量流量：
进料状态混合物平均摩尔质量：
（M A为丙稀摩尔质量 M B为丙烷摩尔质量）
M=x f·M A+(1-x f)·M B=0.65×42＋0.35×44=42.7kg/kmol
进料状态下的质量流量：
q mfs=M·q nfh/3600=0.830kg/s
2．求质量流量
q mDs+ q mws = q mfs
｛
q mDs·w D + q mws·w W = q mfs·w f
解得：
q mDs =0.536kg/s ;q mws= 0.294kg/s
塔内气、液相流量：
1）精馏段：L =R·D; V =(R+1)·D;
2）提馏段：L’=L+q·F; V’=V-(1-q)·F; L’=V’+W;
二热量衡算
1）再沸器热流量：Q R=V’·r’
再沸器加热蒸气的质量流量：G R= Q R/r R
2）冷凝器热流量：Q C=V·r
冷凝器冷却剂的质量流量：G C= Q C/(c l·(t2-t1))
第三节塔板数的计算（经Excel计算见附表1）
利用程序进行迭代计算： 流程图如下：
1．泡点计算： ① 计算过程包括：
假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K 塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa K A =1.03 ; K B =0.92
1.11957
②计算过程包括： 泡点进料：q=1
e=0.65;y e=0.6889
=7.3544
R=1.4 Rmin=10.29616 ③为逐板计算过程：
y 1=x D =0.98
e
e e
D x y y x R --=min 1
+R x D
直至x i < x f 理论进料位置：第i 块板
进入提馏段：
＝ 直至
x n < x W 计算结束。理论板数：Nt=74（含釜）
迭代结果：
进料板Nf=[i/0.6]+1=59实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]+1=123 则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 1788KPa 同①可算得： 塔底温度Tb=325.52K
α2 ＝1.18885 符合假设
所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。
塔内气、液相流量： 精馏段：
q mLs =R ·q mDs =5.400kg/s q mVs =(R+1)·q mDs =5.9994kg/s
提馏段 ：
q ,
mLs =q mLs +q mFs =6.345kg/s q ,
mVs = q mVs =5.9994kg/s
第四节 精馏塔工艺设计 1． 物性数据
常压43℃下，丙稀的物性数据：
w n x R x R R 1
5238
.015238.1++++
气相密度：ρV =28.13kg/ m 3 液相密度：ρL =463.92kg/ m 3 液相表面张力：σ=4.5mN/m 2． 初估塔径
气相流量：q mVs =6.0547kg/s
液相流量：q mLs =5.5187kg/s
两相流动参数： =0.218 初选塔板间距 H T =0.45m,查《化工原理》（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C 20=0.062
所以，气体负荷因子：C =0.046109 液泛气速： ＝0.181485m/s
取泛点率0.75
操作气速：u = 泛点率 ×u f=0.136114 m/s
气体流道截面积： =1.586214 m 2
选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.15; 则A / AT=1-
Ad / AT =0.85
截面积: AT=A/0.85=1.866134 m 2
塔径： =1.54144m 圆整后，取D=1.6m
符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联
实际面积： =2.010619 m
2
降液管截面积：Ad=AT ×0.15=0.301053 m 2
L
V
m m s V s V LV q q q q F ρρρρVs Ls V L V L ==2
.02020???
??=σC C V V
L f C u ρρρ-=u
q
A VVs =π
AT D 4=2
4
D AT π
=
气体流道截面积：A=AT-Ad=1.709026 m 2
实际操作气速： = 0.126333 m/s
实际泛点率：u / u f =0.696104 3． 塔高的估算 Np=123
有效高度：Z= H T ×Np=55.35m
釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m 设置7个人孔，每个人孔0.8m
裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m. 设釜液停留时间为30min
釜液高度：ΔZ =0.5673m 取其为0.6m 所以，总塔高h=Z+0.7-0.45+5+1.5+1.5+0.6=64.2m
第五节 溢流装置的设计 1． 降液管（弓形）
由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT ×0.15= 0.241274 m 2 由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： lw/D=0.81
所以，堰长lw=0.81D=1.296m 2． 溢流堰 取E 近似为1
则堰上液头高： =0.0293028m
A q
u VVs =2
46030D
L
mWs
q
πρ
??=3
/231084.2???
? ???=-W VLh ow l q E h
取堰高hw=0.03m,底隙hb=0.04m
液体流经底隙的流速：u b =0.4247m/s
ub<0.5m/s 符合要求
第六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取 取塔板厚度б=3mm
进出口安全宽度bs=bs ’=70mm 边缘区宽度bc=50mm
由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得： b d /D=0.2
所以降液管宽度：b d =0.2D=0.32m
=0.41m
r= =0.75m 有效传质面积： =
1.16564595m 2 取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距：t=3.8do= 0.0266m
开孔率： = =0.06281163 筛孔面积： =
0.07321613m 2
筛孔气速： =2.9488866m/s
筛孔个数：
=1903
第七节 塔板流动性能校核 1． 液沫夹带量校核
b
w VLs h l q =)(2s d b b D
x +-=c b D -2)sin (21222r
x
r x r x A a -+-=a o A A =φ2
0907.0?
?
?
??t d a O A A φ=o
VVs o A q u =2
04d
A n π=
质量夹带量e v ：e v=0.006413
ev<0.1 kg 液/kg 气 故符合要求 2． 塔板阻力hf 的核对
h f = h o +h l +h σ
又 б=3mm,do=7mm,故do/б=2.333
查《化工原理》（下册）P118图6.10.30得：Co=0.72
则 = 0.051842m 液柱 又 Ua=0.153404
气体动能因子 ＝0.881362
查《化工原理》（下册）P118图6.10.31得： 塔板上液层充气系数：β=0.7
h L=β（h W +h OW ）=0.04512 m 液柱
= 0.000517 m 液柱
h f = h o +h l +h σ=0.093925 m 液柱 3． 降液管液泛校核
Hd 可取Δ=0
式中 =0.008101 m 液柱 则 Hd =0.161329 m 液柱
取降液管中泡沫层相对密度：Φ=0.6
则Hd ’= =0.268881 m 液柱
所以不会发生液泛 2
00021???? ??=C u g h L V ρρ0
3104d g h L ??=-ρσ
σ5
.0v a u Fa ρ=d f OW W h h h h ++?++=2
82
2
1018.1153.02???
? ???=???? ??==-b W VLs b W VLs d d h l q h l q g u h ζd f OW W h h h h ++?++=Φ
d
H
'
49.0Hd h H W T >=+
4． 液体在降液管中的停留时间
=11.37483s>5s 满足要求
5． 严重漏液校核
=0.012738m
k=2.0138>1.5-2.0
满足稳定性要求
＝1.461741m/s
第八节 负荷性能图 1． 过量液沫夹带线
规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg 气体） 为限制条件
得： = 10671-167q VLh 2/3
由上述关系可作得线① 2． 液相上限线
由上述关系可作得线② 3． 严重漏液线
将下式分别代入
近似取Co 为前面计算的值 VLs
T
d q H
A ?=τ()
σh h h h OW W -++='13.00056.00k
u u o o ?='?
?
???
??--?=-32
32.31
3)(101.75.21081.8W
VLh W T VVh l q h H A q σ006
.01084.23
/23=???
? ???=-W VLh ow l q E h 整理出：q VLh =3.07lw=4.034—— 与y 轴平行 O
VVh V L A q h g C u 3600/2000
='='ρρ()
σh h h h OW W -++='13.00056.00
得：q VVh =a(b+c q VLh 2/3
)1/2
其中：a= =4843.3
b=0.0056+0.13hw-h σ=0.01024
c= =0.000285 得：q VVh =4843.3(0.01024+0.000285q VLh 2/3
)1/2
由上述关系可作得线③ 4． 液相上限线
令 =5s
得： =90.693 由上述关系可作得线④ 5． 浆液管液泛线
令 将 Δ=0
以及how 与q VLh , h d 与q VLh ，h f 与q VVh , q VLh 的关系全部代入
前式整理得： 式中：a ’= =37.643×10－9
wenzhiyaogaiya
b ’= =0.167
c ’= =286.9646×10－8
d ’= =0.003124
得： 3
/231084.2?
??? ???=-W VLh ow l q E h V
L AoCo ρρ
4
10594.1?3
/2411069.3???
? ???-W l VLs
T
d q H
A ?=τd T VLh A H q 720=H d ’=H T +h W
Φ
=d
H d f OW W d h h h h H ++?++=3
/222''''VLh
VLh VVh q d q c b q a --=29)/(10934.3AoCo L
V ρρ
-?σβφφh hw H T ---+)1(28)/(1018.1hb lw ??-)/()1(1084.23/23lw β+?-3
/22829003724.0105.267177.0106.42VLh
VLh VVh q q q -?-=?--
上述关系可作得降液管液泛线⑤
上五条线联合构成负荷性能图
作点为：q VLh =49.23m3/s
q VVh =895.36 m3/s
负荷性能图：
可见，线①的位置偏上，所以它对操作的影响很小。
设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，
操作弹性：q VVhmax / q VVhmin≈3
所以基本满足要求
第四章再沸器的设计一设计任务与设计条件（经Excel计算见附表2）
1．选用立式热虹吸式再沸器
塔顶压力：1.7213MPa
压力降：Np×hf=123×0.1×0.464×9.8×10－3=0.0560MPa 塔底压力=1.7213+0.0560=1.7773MPa
2．再沸器壳程与管程的设计
蒸发量：Db= q,mVs =6.0547kg/s
3．物性数据
1）壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：
潜热：r c=2258.4kj/kg
热导率：λc =0.683w/(m*K)
粘度：μc =0.283mPa*s
密度：ρc =958.4kg/m3
2）管程流体在（52.5℃ 1.7817MPa）下的物性数据：
潜热：r b=328.667kj/kg
液相热导率：λb =81.54mw/(m*K)
液相粘度：μb =0.07mPa*s
液相密度：ρb =423.54kg/m3
液相定比压热容：Cpb= 3.09kj/(kg*k) 表面张力：σb ＝0.0025N/m
气相粘度：μv =0.088mPa*s 气相密度：ρv =47.19kg/m 3
蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP ）=0.00025 m 2 K/kg
二 估算设备尺寸
热流量： =
1989980.085w 传热温差： =100-52.5=47.5K
假设传热系数：K=650W/( m 2 K)
估算传热面积Ap =66.99141844 m 2 拟用传热管规格为：Ф25×2.5mm,管长L=3000mm
则传热管数： =284.3204153
若将传热管按正三角形排列，按式 N T =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=18.5479838 管心距：t=0.031m
则 壳径： =0.62337m
取 D=630 L/D=4.812(4-6之间) 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.35m 三 传热系数的校核
1．显热段传热系数K
假设传热管出口汽化率 Xe=0.19
则循环气量： =31.86684211kg/s c c b b R V V Q γγ==b m t T t -=?m
R
t K Q ??=L
d A N p
T 0π=0)3~2()1(d b t D S +-=e
b
t
x D W =
1) 计算显热段管内传热膜系数αi
传热管内质量流速：
di=25-2×2.5=20mm
= 356.7640772kg/( m 2?
s)
雷诺数： =101932.5935
普朗特数： =2.70375
显热段传热管内表面系数： = 1390.67260w/( m 2 K)
2) 壳程冷凝传热膜系数计算αo
蒸气冷凝的质量流量： = 0.881145982kg/s
传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：
=0.04006kg/(m ? s)
=564.7387132
管外冷凝表面传热系数：
= 5613.395353w/ (m 2
K)
3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.00051177 m 2? K/w 冷凝侧：Ro=0.00015 m 2? K/w
管壁热阻：Rw=b/λw= 0.000051 m 2? K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2
s W G t =T i N d s 204
π
=0
s W G t =b
i G
d μ=R
e b
b Pb r C P λμ
=n
r i
i
i P d 8.0Re 023
.0λ
α=c
r Q m =T
N d m
M 0π=μ
M
4Re =?
??
?
??-=λρμα322
/88.13
/13
/1g R eo o
=519.8673124w/( m 2?
K)
2. 蒸发段传热系数KE 计算
传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 q mws = 1284350.678kg/( m 2
?
h)
Lockhut-martinel 参数：
则1/Xtt=0.667218895 查设计书P96图3－29 得：αE=0.1
在Xe=0.19 X ＝3Xe=0.057的情况下
再查图3－29，α’=0.8
2）泡核沸腾压抑因数：α=(αE+α’)/2=0.45 泡核沸腾表面传热系数:
=660735.0674 w/( m 2? K)
3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：
= 1348.233013w/( m 2?
K)
沸腾表面传热系数：KE
对流沸腾因子 ： = 1.784000945
1
1
αα+
+++=O m
w
i
i
i
i R d d R d d R d d K ???
?????
? ??-???
? ??=σρρμλαd P r A d Q P d i v b b b P i r
i
b nb
31
.033
.069
.068.01225.0()[]P x R d r
i
b i
e
4.08
.01023.0-=λα()
X F tt tp 15
.05.3=
两相对流表面传热系数: = 2405.24897 w/( m 2? K) 沸腾传热膜系数： = 299736.0293 w/( m 2?
K) =971.918874 w/( m 2?
K)
3.显热段及蒸发段长度
= 0.024842313 L BC = 0.024842313L= 0.07452694m L CD =L- L BC = 2.92547306m
4．传热系数 = 960.6888674 m 2
实际需要传热面积： =45.32624814m 2 5．传热面积裕度： =
0.477982873>0.15～0.2 所以，传热面积裕度合适，满足要求 四 循环流量校核 1．循环系统推动力： 1）当X=Xe/3= 0.0633时
=4.593571881
两相流的液相分率： = 0.42186218
两相流平均密度： =209.7546kg/m
3
2）当X=Xe=0.19
α
αi
tp tp F =nb tP V a ααα+=?
??
? ?++++=α
αo
m
o w i
o i i v o E Ro d
d R d
d R d d K 11t L PwL m
L T i s
s
BC W C t K N d p t p t L L ρπ?+???? ?????
???
????=()L L K L K K CD E Bc L C +=t K A m
C C Q ?=()A A A C C P H -=()[]()()
μμρρv b b v
x x X
tt
1
.05
.09
.01-=
()
1212
5.0++=X X X R tt tt tt
L
()R R L b L v tp ρρρ+-=1_