分离正戊烷正己烷用筛板精馏塔设计课程设计

1、埃职珏工犬竽化工原理课程设计院 系：机械工程学院专业班级： 过控11-1班学 号：2011301911学生姓名：李阳 _指导教师：李雪斌2014年1月13日安徽理工大学课程设计（论文）任务书机械工程学院过控 教研室学号2011301911学生姓名李阳专业（班级）过控11-1设计题目分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计设 计 技 术 参 数料液种类：正戊烷-正己烷混合液年处理量：35000吨料液浓度：55%（轻组分质量分数）塔顶产品浓度：96% （轻组组分质量分数）塔底釜液浓度：96% （重相组分质量分数）每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4kPa （表压）设备形式

2、：筛板精馏塔厂址：淮南地区设 计 要 求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制 设计说明书。工 作 量说明书总页数不少于 25页工 作 计 划参 考 资 料指导教师签字教研室主任签字2013年12月16日安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表学生姓名：李阳学号： 2011301911 专业班级：过控11-1课程设计题目：分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计指导教师评语：成绩：指导教师： _目录第一章概述 . 71.1设计原理 . 81.2设计依据 . 111.3技术来源 . 111.4设计任务及要求 . 11第二章筛板精馏塔工艺设计 . 122.1正戊烷 - 正己烷加

3、料方式 . 122.2正戊烷 - 正己烷进料状态 . 122.3正戊烷 - 正己烷冷凝方式 . 122.4 正戊烷 - 正己烷加热方式 . 13第三章筛板精馏塔设计 . 143.1设计技术参数 . 143.1.1物料的摩尔组成 . 163.1.2平均挥发度的计算 . 163.1.3平均温度的计算 . 173.1.4平均混合物的黏度的计算 . 183.1.5平均表面张力的计算 . 183.1.6操作压力的计算 . 193.1.7密度的计算 . 193.2最小回流比及操作回流比的确定 . 203.3进液流量F、馏出液流量D与釜液流量W的确定 .213.3.1原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 .

4、 213.3.2物料衡算 . 213.3.3气液相体积流量衡算 . 213.4理论塔板层数确定 . 223.5全塔效率估算 . 223.6实际操作中的塔板的数目 . 233.7塔的尺寸设计 . 243.7.1塔径设计 . 253.7.2塔高设计 . 273.8溢流装置 . 273.8.1堰长 lW . 273.8.2溢流堰高度 hW . 273.8.3弓形降液管的宽度和横截面积 . 283.8.4降液管底隙高度 . 283.9塔板布置及浮阀数目与排列. 293.9.1塔板布置 . 293.9.2浮阀数目与排列 . 293.9.3浮阀数 n 与开孔率 . 30第四章塔板负荷性能图 . 324.1

5、雾沫夹带线 . 324.2液泛线 . 334.3液相负荷上限 . 344.4漏液线 . 344.5液相负荷下限 . 35第五章筛板精馏塔管配设计 . 365.1接管 进料管 . 365.2法兰 . 365.3筒体与封头 . 365.4人孔 . 37第一章 概述筛板精馏塔是化学工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、造价低； 板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高的优 点。板式塔内设置一定数量的塔板， 气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层， 进 行传质与传热。在正常操作状况下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈 阶梯变化， 属逐级接触逆流操作过程。 气体在压差推动

6、下， 经均布在塔板上的开 孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出， 在每块塔板上皆贮有一定的液体， 气体 穿过板上液层时两相接触进行传质。 在生成的气相中， 混合物的组成将发生改变， 相对挥发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富 集，从而达到分离提纯的目的。整个过程熵增为负，需外界提供能量。在化工、炼油和石油化学工业生产中 , 塔设备作为分离过程工艺设备 , 在蒸 馏、精馏、萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据统计 , 在整 个化工工艺设备总投资中塔设备所占的比重 , 在化肥厂中约为 21%,石油炼厂中 约为 20 一 25%,石油化工厂中约占 10。若就单元

7、装置而论 , 塔设备所占比重往往 更大, 例如在成套苯蒸馏装置中 , 塔设备所占比重竟高达 75.7%。此外,蒸馏用塔 的能量耗费巨大 , 也是众所周知的。故塔设备对产品产量、质量、成本乃至能源 消耗都有着至关重要的影响。 因而强化塔设备来强化生产操作是生产、 设计人员 十分关心的课题。:1pl-110-： iEMJ正浚杲血4)擁-*-详-：精馏塔工艺流程图1.1设计原理(1)精馏塔内气液两相的流动、传热传质精馏装置主要有精馏塔、冷凝器与蒸馏釜组成。精馏塔有板式塔、填料塔。6EEFIB0-如图所示，原料从塔的中部附近的进料扳进入塔内，沿塔向下留到蒸馏釜。釜中液体别加热，蒸汽中易挥发组分的组成y

8、大于液相中易挥发组分x蒸汽沿塔 向上流动，与下降的液体接触，因气相温度高于液体温度，气相进行部分冷凝， 同时把热量传递给液相，使液相部分汽化。因此易挥发组分从液相向气相传递。难挥发组分从气相向液相传递。结果上升气体中易挥发组分增多，下降液体中难 挥发组分增多。由于在塔的进料扳以下的塔段中，上升的气相从下降的液相中提 出了易挥发组分，故称为提馏段。塔板上气液两相的传质与传热如图组成关系式如下yn 1 yn yn 1xn 1 xn Xn 1其温度关系如下tn 1 tn tn 1液相组成越向上浓度越大，气相中易挥发成分也是越向上越多， 温度者相反，是 越想温度越大。回流的作用由上的讨论可知，精馏过程

9、需要气液两相逐板接触，气相进行多次部分冷凝， 同时液相进行多次汽化，是混合物中的气液两相之间进行传热和传质， 已达到两 组分的分离。为此，需要塔顶液体回流以及塔底蒸馏釜的上升蒸汽。 他们为塔板上气液两 相进行部分冷凝和部分汽化提供所需要的热量和冷量，这是保证精馏操作的必要 条件。1.2设计依据依据于教科书中设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.3技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主， 也有一些简化的模型， 但是严格 计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.4设计任务及要求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制

10、设计说明书第二章 筛板精馏塔工艺设计完成精馏塔从入料到出料的整个过程的操作工况与处理情况， 并有选择的选 择某些加热和冷凝方式，使其整个工艺更加节能、环保、高效率、低成本、高产 出率等。2.1正戊烷 -正己烷加料方式加料分两种方式： 泵加料和高位槽加料。 高位槽加料通过控制液位高度， 可以 得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用： 泵加料属于强制进料方式， 本次加料可选泵加料。 泵和自动调节装置配合控制进料。 原料从塔的中部附近的 进料扳进入塔内。2.2正戊烷 -正己烷进料状态进料方式一般有冷液进料， 泡点以下的饱和液体、 温度介于泡点和露点之间 的汽液混合物进料、露点以下的饱和蒸汽、

11、温度高于露点的过热蒸汽进料等。饱和液体进料对塔操作方便，不受季节气温影响。饱和液体进料基于恒摩尔流， 假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等， 精馏段 和提馏段塔径基本相等。由于饱和液体进料时，塔的制造比较方便， 而其他进料方式对设备的要求高， 设计起来难度相对加大，所以采用饱和液体进料。2.3正戊烷 -正己烷冷凝方式选全凝器， 塔顶出来的气体温度不高。 冷凝后回流液和产品温度不高， 无需 再次冷凝，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器2.4 正戊烷 -正己烷加热方式采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热第三章筛板精馏塔设计料液种类：正戊烷-正己烷混合液年处理量：35000 吨料液浓度:

12、55%（轻组分质量分数）3.1 设计技术参数塔顶产品浓度：96% （轻组组分质量分数）塔底釜液浓度：96% （重相组分质量分数）每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa （表压）设备形式：筛板精馏塔正戊烷一正己烷的参数如下12-6分子式QHn； 分子量72J51；Tb=30e074X5U)Tc= 196.459( 1久= 0.237 克/厘 JjfcHD, gO*251OU正戊烷 n-pentane结构式 CHa(CHz)3CW3jP严33.25大气压 厶= 0.262丄 b %= 7*04。12-9分子式CaHut 分子虽86J78;Tb = 68.74OX：

13、% = 7*25。表3.1组分的饱和蒸汽压Pio （mmHg）温度34455666C)6.10505058.7正11111222P戊烷01.3315.6236.0559.1685.1814.3546.8973.28io正33456781己烷1.987.265.024.054.666.369.9601.33x1820.620.450.310.180.070.0y1930.830.710.570.380.170.0表3.2组分的液相密度卩（kg/m3）温度 （C）20406080100正戊烷626.2605.5583.7560.3535.0P正戊烷657.2638.9620600.2579.3表3

14、.3表面张力 （mN/m）温度(C)020406080100正18.16.13.11.9.77.7戊烷200085761952正20.18.15.13.12.10.己烷100299230618表3.4混合物的粘度（mpa.S）温度 （C）0255075100正6.236.807.377.968.50PA0 1PB03.155PA0104.04KpaPB032.98Kpa戊烷正己烷6.006.547.107.668.203.1.1物料的摩尔组成进料F馏出液D釜液W3.1.2平均挥发度的计算tD =36.84 C 时40 36.136.84 36.1115.62 101.33 PA0 101.33

15、40 36.136.84 36.137.26 31.98PBo 31.98tW=66.16C 时68.7 6566.16 65273.26 246.89PAo 246.8968.7 65101.33 89.9666.16 65PBo 89.96IPA0255.16KpaI0PA255.161;2.73PB093.521 2,3.155 2.73 2.92tW.利用表1中的数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、50 45tF 45tF:0.45 0.620.594 0.62tF=45.76C40 36.1tD 40tD:0.82 10.966 0.82tD =36.84C68.7 65tw 68.

16、7tW:0 0.070.048 0tW=66.16C精馏段的平均温度:tF tDt1= 2=41.3C提镏段的平均温度:t255.962Ctl =41.3C 时的 x1 及 y1454041.3 400.620.82 x10.82454041.3 400.830.93 y1 0.93X10.768y10.90t255.96 C 时的 x2 及 y2605555.96 550.180.31x2 0.31605555.96 550.380.57y2 0.57x2 0.29y20.533.1 3平均温度的计算A 7.51mpa.sB 7.23mpa.s3.1.4平均混合物的黏度的计算亍413C时50

17、2541.3 257.376.80A 6.80A 7.17mpa.s502541.28257.106.54B 6.54B 6.91mpa.st2 55.96 C 时75 5055.96507.967.37 A 7.3775 5055.96507.667.10 B 7.100.768 7.17 6.91 (1 0.768)7.11mpas7.23 0.29 7.51 (1 0.29) 7.43mpas3.1.5平均表面张力的计算精馏段的平均温度匸41 .3C时的表面张力604041.3 4011.76 13.85A 13.85A 13.71mN /m604041.3 4013.22815.99B

18、 15.99B 15.81mN / mAB13.71 15.8114.146mN / mAxBAxA13.71 (1 0.768) 15.81 0.768提留段的平均温度t255.96 C的表面张力60 4055.96 4011.76 13.85A 13.85A 12.23mN /m60 4055.96 4013.228 15.99B 15.99B 15.17mN /mA B12.23 15.17已知：混合液密度:aA aB（a质量分率，M为平均相对分子质量），混合气体密度:VmPm M vmRTm3.1.6操作压力的计算3.1.7密度的计算不同温度下正戊烷和正己烷的密度见表2.A XBA X

19、A12.23 (1 0.29) 15.17 0.2914.18mN /m取压力降为0.7kPa塔顶操作压力（绝对压力）塔板压降PD101.325 4 105.325kPaP 0.7kPa进料板压力（由下可知PF105.3250.7 12113.725kPa精馏段平均压力Pm1 (105.325 113.725)/2 109.525kPa塔底操作压力PF 112.325kPaPw 112.325 12 0.7 120.725kPa提馏段平均压力Pm2 (112.325 120.725)/2 116.525kPaA B12.23 15.17精馏段：t1 =413C时，液相x1=0.768气相y1=

20、0.90液相：ML1 72 0.768 86 (1 0.9)63.896kg /kmol气相.MV1 72 0.9 86 (1 0.768)84.752 kg/kmol提留段:t255.96 C 时，液相 x2=0.29 气相 y2=0.53液相：ML1 72 0.29 86 (10.53)61.3kg/kmol气相：MV1 72 0.53 86 (10.29)99.22kg / kmolVm1精馏段Pm1 M Vm1RTm1109.525 84.7528.314 (41.3 273.15)3.55 kg / m3带入公式tD 36.84C 时604036.84 40583.7605.5A 6

21、05.5A 608.93kg /m3604036.84 40620.0638.9B 638.93B 641.88kg/mtF 56.3 C 时604045.76 40583.7605.5A 605.53A 599.24kg /m604045.76 40620.0638.9B 638.93B 633.47 kg/m精馏段气相平均密度提留段平均气相密度精馏段液相平均密度10.768 72/0.768 72 (1 0.768) 861 0.768L1608.93641.88L1 641.03kg/m3提留段的液相平均密度0.29 72/0.28 72 (1 0.29) 861 0.29599.246

22、33.47L2 645.16 kg/ m33.2最小回流比及操作回流比的确定x x由于饱和液体进料，p f 0.594其中a为平Vm2Pm2M Vm2RTm2116.525 99.228.314 (55.96273.15)4.23kg /m33.3.1原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量均相对挥发度a取2.92得 yP=0.81可取回流比为 R=2x Rmin =2x0.722=1.4443.3进液流量F、馏出液流量D与釜液流量 W的确定塔顶产品产量：要求年产量3.5万顿，出去每年的设备维护及放假时间，每年按330天的工作日计算，连续操作，每天 24小时，日产量为106.061顿MF0.594

23、 72(1 0.594) 8677.684kg /kmolMD0.96672(10.966)8672.476kg / kmolM W0.01272 (1 0.012)8685.328kg / kmol3.3.2物料衡算106.061x100024 85.328由物料平衡方程得51.79kmol/hF=127.8kmol/hD=76.01kmol/hV=185.77kmol/h3.3.3气液相体积流量衡算由;精馏段V=L+D得：L=V-D=185.77-76.01=109.76k由；提馏段 L=L+qF=109.76+127.8IV =V=187.77kmol/h6kmol/h3.4理论塔板层数

24、确定精馏段操作线方程:RXDyn 1xnR 1 R 1提馏段操作线方程：1.444xn1.444 10.9660.591xn 0.3951.444 1yn 1其中得:3.5LXnVW 237.56yn 11.279X.0.01342.867 1.867y计算下面值得:y1xD 0.966X10.907y20.931X20.822y30.881X30.717y40.819X40.608y50.754X50.512y60.641X60.380y70.472X70.234y80.286X80.121y90.141X90.053y100.056X100.020由vxF=0.594XW =0.048精馏

25、段有4块塔板，第5块为进料板，全塔共有10块理论板。全塔效率估算用奥康奈尔法（conen引）对全塔效率进行估算:u FA UFB取进料平均温度下的进料液体黏度u L = 2其中UFA由上求黏度相同方法求得为7.27Pa Su FB = 6.96 Pa sUL=(6.96+7.27)/2=7.11Pa sa为塔的平均相对挥发度取值为2.92者值 aUL =2.92x7.11/10=2.01精馏塔全塔板效率关联图由图可以看出，当auL=2。01时，E =40%3.6 实际操作中的塔板的数目因在实际操作中的塔板数肯定比理论数目多点， 具体数目用全塔效率可以计算出来。具体公式如下：NP NT/ET 8

26、/0.4025其中精馏段的板数：10块，提馏段15块3.7塔的尺寸设计气液相体积流量计算；M VI84.752kg /kmolM L163.89kg / kmolM V 299.22kg/kmol已知：M L261.3kg/kmolv1Vm3.55kg /m3v2Vm4.23kg/m3L1LM641.03kg/m3L2LM 3645.16kg/m精馏段:L1M L1L63.89 109.76/36001.95 Kg/sV1MV1V84.752 187.77/36004.42Kg / sL11.95小小33LS13.04* 10 m/ sL1641.03V4.423VS11.25m /sV13.

27、55提馏段:L2M L2L61.3 237.56/36004.05Kg /sV2MV2V99.22 187.77/36005.18Kg /sL24.05_3 3LS26.28* 10 m/sL2645.16V25.183VS21.2m /sV24.233.7.1 塔径设计精馏段(0.6 0.8)由maxC： LVV,式中C可由史密斯关联图查出：S1横坐标数值：VS112L13.04*10(-3V11.21641.03 20.0343.5560mm,则 HT-hL 0.450.060.39m取板间距：HT 450mm ,hL计算筛板塔气液负荷因子用的曲线图查图可知C200.0550.2C C20

28、0.0552014.146200.051maxCL1 V1V10.051641.03 3.55Y 3.550.683m/ s20.214.18200.0355安全系数取0.8提馏段:查图可知C200.0380.2C C200.0382010.8 max0.8 0.6830.546m/sDi4VS1i 14 1.25,3.14 0.5461.71mD1取整D1=1.8mAT 7D120.785 1.822.5434m21.25空塔气速:AT2.54340.49m/s横坐标数值:LS212L26.28 10-3V21.21竺少0.06464.23取板间距：HT 450mm ,hL60mm,则 HT

29、-hL 0.450.060.39mmax0.0355645.16 4.234.230.437m/s2安全系数取0.80.8 0.437 0.350m/s2.09mD2 取整D2 =2.1mAT 4D22 0.785 2干 3.46m2综上，去塔径为2.1m空塔气速:VS2AT1.23.460.347m/s.8 maxD24 1.23.14 0.3503.7.2塔高设计板式塔的有效段高度有实际塔板数 N实和板间距决定Z= N 实 H TNT为板间距，m取HT 450mmZ=450 25=11.25m3.8溢流装置3.8.1堰长 lw取 lw 0.65D0.65 2.11.365m3.8.2溢流堰

30、咼度hw出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度 how按下式计算:hw2.84 匚10002/3LAlw近似取E=1 ,LALs体积流量hL 0.06 m精馏段:how32/32.84 3.04 10360010001.3650.0114mhw hL how 0.06 0.0114 0.0486m提馏段:32/32.84 6.28 10360010001.3650.0185mhw hL how 0.06 0.0185 0.0415m2180383弓形降液管的宽度和横截面积$0.07W 0.145查图得：AD则:取AT为提馏段面积，塔径也用提馏段的Af0.07 3.46 0.2422m2Wd2.

31、1 0.145 0.3045m验算降液管内停留时间:AH0.2422 0.4535.85s 5s0.2422 0.45Af HT提馏段：Ls26.2810 317.36s 5s3.8.4降液管底隙高度精馏段：取降液管底隙的流速3 04 10 3h。0.11m/s,h0生0.02025mlw 01.3650.11提馏段：取降液管底隙的流速LS26.28 10 3ho 0.11m/s,h)0.04182m1 w 01.365.0.11精馏段:3.04 103因为h不小于20mm，故满足要求1802 22 0.753 0.9950.75320.995 sin1 0.7530.9953.595m2精馏

32、段提馏段0.54872.8110.54872.85.235m/s0 Kp1V13.550.5480.54872.81 172.84.76m /s0 Kp2V24.235.3075m/s3.9塔板布置及浮阀数目与排列3.9.1塔板布置本设计塔径2.1m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板阀孔临界速度F01u0Kp1V15.235 3.559.863F02uoKp2，JV 24.76 4.239.790均属正常操作范围。3.9.2浮阀数目与排列精馏段:取阀孔动能因子Fo 10,则孔速01为:取边缘区宽度Wc = 0.055m,安定区宽度Ws 0.065m开孔区面积DR2WC1.050.0550.

33、995mxD2WdWS1.05 0.232 0.0650.753mA2x R22 xR2 . 1 x sin - 180R上下两段相应的阀孔动能因子为:01F。10Aa2 x R2x2R2 . 1 x sin - 180 R提馏段:取边缘区宽度Wc = 0.030m,安定区宽度Ws 0.055m ,开孔区面积:-2221 0 76322 0.763 1.022 0.76321.022sin13.81m2180 1.02其中,R D WC 1.05 0.0301.02m2DxWd Ws1.05 0.232 0.0550.763m23.9.3浮阀数n与开孔率F1型浮阀的阀孔直径为39mmF0U0-

34、阀孔气速、V，其中取F0=10Vn厂浮阀数目U0d0 /4孑 开180提留段0.039 0.0392.1 2.16.83%U04.86m/s4 1.2100 -精馏段U u13.555.31m/ sn4 1.25198块5.31 0.039 0.039207块4.86 0.039 0.039 3039 0.0397.14%2.1 2.1浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距t为Aa t3.5950.242 m 242 mm精馏段nt198 0.075提留段Aa nt3.81207 0.0750.2454 m 245.4mm与衔=2

35、40mm=0.24m0.039 0.0392.1 2.17.3%考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t重新计算孔速及阀数Fo 4.74-4.239.75由此可知，阀孔动能因数变化不大Aa3.595精馏段ntt0.075 0.24200V1.25 4U0nd2/42000.039 0.0393.14F05.23.3.559.862000.0392.1.39 6.9%2.1Aa3.81提留段ntt0.075 0.24212V1.2 4U0nd2/42120.039 0.0393.145.23m/s4.74m/s0.83.556

36、41.03 3.551.36 LS 1.6360.125 2.980.84.23645.16 4.231.36Ls 1.6360.125 2.98第四章塔板负荷性能图4.1雾沫夹带线Vs.：V1.36 LS 乙L V_泛点率KCF人据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算:精馏段：ZL D 2Wd 2.1 2 0.2321.636m查物性系数K=1.0 CF0.125Ab AT 2Af 3.46 2 0.2422 2.98整理得：0.0746Vs 2.225LS 0.298VS 3.995 29.83LS由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出Vs提馏段:整理

37、得：0.08124Vs 2.225Ls 0.298Vs 3.67 27.39LSLs m3 / s0.0020.01精馏段Vs m3 / s3.9353.697提馏段Ls m3/s0.0020.01HThwhphLhd 入h hLhd取0.5取0.5HThw5.34L2g0.153LSI wh010hw2.84 E10002/33600LSlwVS精馏段:0.5 0.450.04865.3423.55VS(0.785 0.0392 198)2 2 641.3 9.80.153LS1.365 0.02025.8410.5 0.048610002/33600LS1.36527416.77 LS2/330.11LS6.53提馏段:,20.5 0.45 0.04155.344.23VS(0.785 0.0392 207)2 2 645.16 9.80.1531.365 0.041822/3