化工原理课程设计分离正戊烷—正己烷混合物

1、目录引 言.I摘要1Abstract1第1章 设计条件与任务21.1 设计条件21.2 设计任务3第2章 设计方案的确定3第3章 精馏塔的工艺计算43.1 全塔物料衡算43.1.1 原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数43.1.2 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量43.1.3 物料衡算进料处理量43.1.4 物料衡算43.2 实际回流比53.2.1 最小回流比及实际回流比确定53.2.2 汽、液相流率计算及操作线方程63.3 理论塔板数确定63.4 实际塔板数确定73.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算103.5.1 操作压力计算83.5.2 操作温度计算103.5.3 平均摩尔质量计算1

2、03.5.4 平均密度计算113.5.5 液体平均表面张力计算143.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算163.6.1 塔径计算163.6.2 精馏塔有效高度计算18第4章 塔板工艺尺寸的计算194.1精馏段、提馏段塔板工艺尺寸的计算19溢流装置计算 19塔板设计 194.2精馏段、提馏段塔板的流体力学性能验算244.3精馏段、提馏段塔板的负荷性能图27第5章 设计结果汇总32设计小结与体会34参考文献35引言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据 操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的

3、易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中

4、占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 中英文摘要：中文摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作, 利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各

5、组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，用以实现正戊烷正己烷的二元理想物系的分离。本设计说明书以通过物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核等一系列工作来设计一个具有可行性的合理的浮阀塔。 关键词：精馏塔 浮阀塔 正戊烷 正己烷 Abstract: Separation of distillation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation, using liquid mixture of all the different points of the volatile,

6、 volatile components from liquid to gas transfer, difficult volatile components from gas to liquid transfer. Mixture of raw materials to achieve the various components of the separation process is at the same time heat and mass transfer process. The design of certain tasks for the design handling ca

7、pacity of the distillation column for the realization of n-pentanen-hexane of the dual ideals of the separation. The design specification through the material balance, energy balance, technology, structural design and verification and a series of work to design a reasonable possibility of the float

8、valve towerKeyword: rectifying column float valve tower n-pentane n-hexane第1章 设计条件与任务1.1 设计条件：分离体系：正戊烷正己烷 塔类型：浮阀原料含量(质量分数):0.45 处理能力(T/Y):95000馏出液中含量(质量分数):0.95 釜残液中含量(质量分数):0.02塔顶压力：4kPa（表压） 进料状态：泡点进料回流比：1.1-2Rmin 单板压降：0.7kPa工作日： 300天/年 、24h/天连续生产厂址：武汉地区1.2 设计任务：1.全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。2.计算精馏段、提馏段的

9、塔板效率，确定实际塔板数。3.估算塔径。4.板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。5.塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。6.绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。7.塔的结构确定，包括塔体结构和塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔，支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。8.塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的造型(视情况而定)。9.精馏塔各接管尺寸的确定。10.绘制精馏塔系统工艺流程图。11.编写设计说明书。12.计

10、算机要求：编写程序、CAD绘图等。13.英语要求：撰写英文摘要。14.设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第2章 设计方案的确定本设计任务为分离正戊烷正己烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用饱和液体（泡点进料），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第3章 精馏塔的工艺计算3.1 全塔物料衡算原料液及塔顶塔釜产品的摩尔分率正戊烷摩尔质量 正己烷摩尔质量 进料板产品的摩尔分数 塔顶产品的摩尔分数塔釜产品

11、的摩尔分数 （w=0.02） 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量进料板平均摩尔质量塔顶产品的平均摩尔质量塔釜产品的平均摩尔质量3.1.3料衡算进料量处理量原料处理量3.1.4 物料衡算全塔物料计算 联立解得 3.2 实际回流比3.2.1最小回流比及实际回流比确定正戊烷沸点36.1 正己烷沸点68.7 36.1时 68.7时平均相对挥发度得到相平衡方程 因为泡点进料 q=1 且此点过相平衡线最小回流比 最小理论板数 取R从到 求不同的N值 以(R+1)N对R作图 图3.1 回流比的确定求得最优回流比R=1.5823.2.2汽、液相流率计算及操作线方程精馏段的液相流量 精馏段的气相流量 提馏段的

12、液相流量提馏段的气相流量 精馏段操作方程提馏段操作方程3.3 理论塔板数确定当R=1.582时 N=11.12 取整N=12块 再通过精馏段操作线方程与相平衡方程 解得 改用相平衡方程与提馏段方程 计算 =0.0685 精馏板有4块板，第5块为进料板，理论全塔有11块板(包括再沸器)3.4 实际塔板数确定常压下正戊烷正己烷气液平衡组成与温度的关系表3-1组分的饱和蒸汽压Pio (Kpa)温 度 （）36.140455055606568.7Pio正戊烷101.33115.62136.05159.16185.18214.35246.89273.28正己烷31.9837.2645.0254.0564

13、.6676.3689.96101.33x10.820.620.450.310.180.070y10.930.830.710.570.380.170利用表中的数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW.求 解得求 解得求 解得精馏段的平均温度提馏段的平均温度求时的和 解得 求时的和 解得 表3-2各组分的粘度与温度的关系温度（）正戊烷/mPa·s正己烷/ mPa·s400.1990.255500.1840.235600.1720.217700.1610.202800.1510.189900.1270.1771000.1170.166图3-2正戊烷粘度与温度关系图3-3正己烷粘度

14、与温度关系粘度与温度基本呈线性关系正戊烷粘度与温度方程为正己烷粘度与温度方程为精馏段的温度时混合得精馏段的温度时混合得平均黏度全塔的效率精馏段板数 块提馏段板数 块 (包括再沸器)实际板数 块 (包括再沸器)3.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.5.1操作压力计算塔顶操作压力塔板压降P=0.7KPa进料板压力精馏段平均压力塔釜操作压力提馏段平均压力3.5.2操作温度计算（算粘度时已算）平均摩尔质量计算：由 通过相平衡方程求得进料板平均摩尔质量计算： 塔釜平均摩尔质量计算：由 通过相平衡方程求得精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 3.5.4 平均密度计算气相平均密度的计算：由理想气

15、体状态方程计算即：精馏段提馏段液相平均密度的计算：表3-3 各组分的液相密度与温度的关系温度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3图3-4 正戊烷密度与温度关系图3-4 正己烷密度与温度关系正戊烷的密度与温度t近似关系为正己烷的密度与温度t近似关系为由 得 进料板液相平均密度计算时进料板液相的质量分率 塔釜液相密度的计算：由精馏段液相平均密

16、度提馏段液相平均密度3.5.5液相平均表面张力计算：表3-4 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18依上表画图有： 图3-5 正戊烷表面张力与温度关系图3-6 正己烷表面张力与温度关系正戊烷表面张力与温度的关系近似有正己烷表面张力与温度的关系近似有当塔顶温度时 塔顶液相表面张力为进料板液相平均表面张力塔釜液相平均表面张力计算时 精馏

17、段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算精馏段的气液相体积流率为提馏段的气液相体积流率精馏段： 取板间距板上液层高度则图3-7计算浮阀塔气液负荷因子用的曲线图查图得安全系数取0.8塔径按标准塔径圆整为此时的安全系数为:0.729/1.106=0.659 符合安全系数在0.60.8之间的要求提馏段： 查图得安全系数取0.8塔径按标准塔径圆整为此时的安全系数为0.715/0.964=0.742 符合安全系数在0.60.8之间的要求3.6.2精馏塔有效高度计算：精馏段有效塔高:=（提馏段有效塔高：=则精馏塔的有效高度为：第四章 塔板工艺尺寸的计算4.1

18、精馏段、提馏段塔板工艺尺寸的计算4. 1.1溢流装置计算：精馏段堰长 取0.60.8取 则溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度近似取1 则故m提馏段 ： 近似取1 则故4.1.2 塔板设计弓形降液管宽度Wd及截面积 为求降液管的宽（Wd）和降液管的面积（）,需查图获得，此图的横坐标值为/D,用K表示。在图中横坐标为K处向上做垂线，与图中的两条曲线各得一交点，由这两点分别作水平线与纵轴分别交于两点I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT为塔截面积。I、J为由横坐标K值在图中查得的纵坐标值，为塔截面积（），为降液管面积（），为降液管宽（）。 图4-1 和值与LW/D的关系由/D=0.7，查图得，

19、/AT=0.092，Wd/D=0.15故 =0.092=0.185（m2）Wd=0.15×1.6=0.24（m2）液体在降液管中的停留时间一般不应小于35s，以保证溢流液体中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离。但是对于高压下操作的塔及易起泡的物质，停留时间应更长些。在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即： 所以 精馏段： 提馏段：故降液管设计合理。（3）降液管底隙高度计算公式 取=0.08m/s，精馏段 h0=提馏段 =0.122m故降液管底隙设计合理。塔板布置及浮阀数目与排列阀孔气速（m/s）： 计算阀孔数： 精馏段：取边缘区宽度=0.055m，泡沫区宽度

20、Ws=0.065m。计算鼓泡区面积，即X=开孔区面积提馏段：取边缘区宽度=0.030m，泡沫区宽度=0.055m。计算鼓泡区面积，即X=开孔区面积精馏段孔速 提馏段孔速 孔直径 计算得到精馏段的浮阀数N= 提馏段的浮阀数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=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t，即精馏段 提馏段考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用84.6mm和86.6mm，故取以等腰三角形叉排方式作图，图4-2 塔板开孔图得阀数N=194个按N=194个重新核算孔速及阀孔动能因数： 精馏段阀孔动能因数

21、变化不大，仍在812范围内符合要求塔板开孔率=11.54%提馏段仍在812范围内符合要求塔板开孔率=11.54%4.2 塔板流体力学验算1、气相通过浮阀塔板的压降根据计算塔板压降（1）干板阻力 先计算临界孔速，即 因为即按下式计算干板阻力（2）板上充气液层阻力 可取充气系数=0.5（3）克服表面张力所造成的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为：单板压降 满足设计要求提馏段 干板阻力因为即按下式计算干板阻力（2）板上充液层阻力可取=0.5=0.025m则 =0.0826m 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此单板压降:= 满足设计

22、要求2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制液管中清液层高度。Hd可用下式计算，即 精馏段：（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高度=0.0675m （2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故=0.153(3)板上液层高度，取=0.05m因此 Hd=0.0793+0.05+0.00098=0.129m 取=0.5，HT=0.45m，hw=0.0328m则 可见<,符合防止淹塔的要求。同理，对于提馏段=0.0826m=0.00097m=0.0826+0.05+0.00097=0.134取=0.5，HT=0.45m，则 3、 雾沫夹带按一下两式计算泛点率，即当气体上升时雾沫夹带量时，泛

23、点率应小于80。精馏段 其中，为泛点率且应小于80，为降液管宽度（m），为板上液体流径长（m），为塔截面积（），为板上液流面积（），为弓形降液管截面积（），D为塔径（m），为泛点负荷系数且查图得，K为物性系数且查表（正常系统取1）。 板上液体流径长度（m）：板上液流面积（）：图4-3 泛点负荷系数与密度的关系查表得又有计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带能满足<0.1kg液/kg汽的要求。提馏段 又 均小于80%，故也可以满足要求4.3 塔板负荷性能图1、雾沫夹带线按式子 做出对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为已知值，相应于=0.1的泛点率上限值亦可确定精馏段 ,

24、按泛点率=80%计算如下整理得0.0709Vs+1.523Lh=0.1653同理，对于提馏段 0.07452、液泛线由=确定液泛线。忽略式中项，将，代入上式，得到物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、及等均为定值，而与又有如下关系，即 式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得0.24=5.34+1.5即0.025+45.633=0.192同理，提馏段0.028+8.195=0.21163、液相负荷上限液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s。故 求出上限液体流量Lh值（常数），在VsLh图上，液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间的

25、下限，则4、漏液线对于F1型重阀，依计算，则又知，即 式中、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 =0.662同理，提馏段 4、液相负荷下限线取堰上液层高度=0.006m作为液相负荷下限条件，依下式的计算式计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直直线。取E=1，则根据以上计算作出精馏段塔板负荷性能图图4-4 精馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的

26、液气比，由上图查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。所以操作弹性=根据上面计算作出提馏段段塔板负荷性能图图4-5 提馏段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点B（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。塔板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由上图查出塔板的气相负荷上限2.018气相负荷下限0.63所以操作弹性=将计算结果汇总于下表中。计算结果一览表项 目符 号单 位计 算 数 据精馏段提馏段各段平均压强Kpa108.125（绝压）115.475（绝压）各段平均温度42.8658.08平均流量液相0.004630.0109气相1.4641.436实际塔板数块813板间距m0.450.45塔的有效高度Zm3.55.55塔径Dm1.61.6空塔气速um/s5.7175.439塔板溢流型式单溢流弓形降液管 分块式塔板溢流装置溢流管型式弓型堰高mm32.830.4堰长m1.121.12溢流堰宽度m0.240.24板上清液层高度mm5050孔径mm3939孔心距tmm7575浮阀数目n个194194开孔率%11.5411.54开孔面积1.3581.435塔板压降475.7496.8液体在降液管停留时间s17.987.64降液管内液层高度mm0.98 0.97液相负荷下限线Lminm3/s0.000960.00096液相负荷