正庚烷——正辛烷连续精馏塔设计

1、化 工 原 理 课 程 设 计 题 目： 正庚烷-正辛烷 连续精馏塔设计 学 院： 专业班级： 姓 名： 学 号： 指导教师： 2012年 12月 13日 目 录前言.3一、设计计划书.5 流程的设计及说明.6二、塔的物料衡算.7三、塔板数的确定.8（1）相对挥发度的计算.8（2） 实际塔板数的确定.9（3）全塔效率. .9四、塔工艺条件及物性数据计算.10（1）操作压强的计算. 10（2）操作温度的计算.10（3）平均摩尔质量的计算.11（4）平均密度的计算.11（5）液体平均粘度的计算.12（6）流体平均表面张力的计算.12五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算.13（1）塔径.13（2）塔有效高度

2、.14六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算.14（1）溢流装置.14（2）塔板布置.16（3）孔数数与开孔率.16七、筛板的流体力学验算.17（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度.17（2）液泛的验算.17（3）雾沫夹带量的验算.18八、塔板负荷性能图.18（1）精馏段负荷性能图.19（2）提馏段负荷性能图.19九、精馏塔的工艺设计计算结果总表.20主要符号说明.23设计评述.24参考书目.24前 言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 精馏

3、是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，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分离甲醇和乙醇混合物精馏塔。精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍

4、不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质

5、和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。    筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节

6、，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。一.计划书1.设计题目正庚烷和正辛烷的分离2 工艺条件与数据 (1).原料液量6万t/年，含正庚烷25%（mol下同）；(2).馏出液含正庚烷98%，残液含正庚烷3%； (3).常压操作。 (4).泡点进料。 3.设计内容 （1）精馏塔的物料衡算及塔板数的确定； （2）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； （3）精馏塔的塔体及塔板工艺尺寸计算； （4）塔板

7、的流体力学的验算； （5）塔板的负荷性能图的绘制； （6）绘制主体设备图。4.设计说明书 （1）目录 （2）设计方案的确定及工艺流程说明 （3）工艺计算及主体设备设计 （4）设计结果一览表 （5）对本设计的评述及有关问题的说明 （6）主要符号说明 （7）参考文献 （8）附图5. 参考书目流程的设计及说明图1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力

8、作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。二、精馏塔的物料衡算1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率正庚烷的摩尔质量为：100.205kg/kmol正辛烷的摩尔质量为：114.232kg/kmolxF=0.25xD=0.98 xw=0.03 2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量MD=100.205×0.98+114.232

9、×0.02=100.48kg/molMF=100.205×0.25+114.232×0.75=110.725kg/molMw=100.205×0.03+114.232×(1-0.03)=113.811kg/mol则可知：原料的处理量：F=(60000×1000)/(365×24×110.725)=61.86kmol/h根据易挥发组分物料衡算则有：F×xF = D×xD +W×xW 由总物料衡算：F= D+W容易得出： W=47.52kmol/hD=14.33kmol/h三、塔板数的确定

10、1 理论板层数NT的求取a 相对挥发度的计算T=98.5时，PA=101.3KPa ， PB=44.58KPa。1= PA/ PB=101.3/44.58=2.272T=125.8时，PA=212.29KPa ， PB=101.3KPa。2= PA/ PB=212.29/101.3=2.096 则 =sqrt（1×2）=2.18b 平衡线方程求算汽液相平衡方程：y=*x/1+(-1)x=2.18x/(1+1.18x)x=y/-(-1)x=y/(2.18-1.18y)最小回流比及其操作回流比的求解： x=xF=0.25， y=0.42Rmin=(xD-y)/(y-x)=(0.98-0.

11、42)/(0.42-0.25)=3.29取操作回流比为：R=1.7Rmin=1.7×3.29=5.6c精馏塔的气、液相负荷L=R×D=5.6×14.33=80.25kmol/hV=(R+1)×D=6.6×14.33=94.58kmol/hL=L+F=80.25+61.86=142.11kmol/hV=V=94.58kmol/hd精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xD=0.848x+0.148提馏段操作线：y=L/V×xW/V×xw=1.503x-0.015有计算可得到下表： 项

12、目塔板数xy10.9570.98塔顶20.9170.96030.8510.92640.7540.87050.6290.78760.4950.68170.3760.56880.2870.46790.2280.391进料板100.1820.327110.1380.259120.0990.193130.0660.134140.0260.055塔底由此可知：理论塔板数：13（不包括再沸器）精馏段塔板数：8提馏段塔板数：5由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得： L=3.64全塔板效率Eo=0.35理论板层数NT的求取 精馏段实际塔板数 N精=8/35%=22.823（块） 提馏段实际塔板数 N提=7/35

13、%=14.214（块）四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算（1） 操作压力的计算设每层塔压降： P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+23×0.9=122(KPa)精馏段平均压力：Pm=(101.3+122)/2=111.65(KPa)塔釜板压力： PW=101.3+37×0.9=134.6(KPa)提馏段平均压力：Pm=(122+134.6)/2=128.3(KPa)（2）操作温度的计算查表可得安托尼系数ABCMinMaxC7H166.027301268.115216.900-2120C8H

14、186.048671355.126209.51719152C7H16 的安托尼方程： lgPAO=6.0273-1268.115/(tA+216.9)C8H18的安托尼方程： lgPBO=6.04867-1355.126/(tB+209.517)塔顶：x=0.957 ，y=0.98， 待求的温度t就是PAO/PBO=2.202时的温度，用试差法计算 假设t=100，求得PAO=106.09(KPa) ， PBO=46.82(KPa)， 假设t=110，求得PAO=140.63(KPa) ， PBO=64.19(KPa)， 用比例内插法求PAO/PBO=2.202时的温度t， 所以 塔顶温度 t

15、D=108.28同理可得 进料板温度 tF=110.57塔釜温度 tW=112.28精馏段平均温度 tm=(108.28+110.57)/2=109.42 ()提馏段平均温度 tm=(110.57+112.28)/2=111.42 ()（3） 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.98 ，x1=0.957MVDm=0.98×100.205+(1-0.98)×114.232=100.48kg/molMLDm=0.957×100.205+(1-0.957)×114.232=100.81kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0

16、.391， x1=0.228MVFm=0.391×100.205+(1-0.391×114.232=108.75kg/molMLFm=0.228×100.205+(1-0.228)×114.232=111.03kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.055 ，x1=0.026MVFm=0.055×100.205+(1-0.055)×114.232=113.46kg/molMLFm=0.026×100.205+(1-0.026)×114.232=113.87kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=(10

17、0.48+108.75)/2=104.62kg/molMLm=(100.81+111.03)/2=105.92kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=(108.75+113.46/2=111.11kg/molMLm=(111.03+113.87)/2=112.45kg/mol （4） 平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(111.65×104.62)/8.314×(273.15+109.42)=3.67kg/m3液相查tD=108.28时 A599.3kg/m3 B=631.1kg/m3tF=110.57时 A592

18、.1kg/m3 B=630.9kg/m3塔顶液相的质量分率A=(0.228×100.205)/( 0.228×100.205+0.02×114.232)=0.2LDm=1/(0.977/599.3+0.023/631.1)=600.00kg/m3进料板液相的质量分率A=(0.202×100.205)/(0.202×100.205+0.798×114.232)=0.230LFm=1/(0.2/599.3+0.8/631.1)=624.47kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(600.00+624.47)/2=612.24kg/m3 平均

19、粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=108.28查得A=0.185mPa.s B=0.236mPa.slgLDm=0.98lg(0.185)+0.02lg(0.236) =-0.73LDm=0.186mPa.sb进料板平均粘度的计算由tF=110.57查得A=0.183mPa.s B=0.231mPa.slgLFm=0.228g(0.183)+0.772g(0.231) =-0.66LFm=0.219mPa.s精馏段平均粘度Lm=(0.186+0.219)/2=0.202mPa.s 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xi

20、ia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=108.28查得A=11.49N/m B=22.53mN/mLDm=0.98×11.49+0.02×22.53=11.71 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=110.57查得A=11.26mN/m B=22.549N/mLFM=0.202×11.26+0.798×22.549=20.27 mN/mc.精馏段液相平均表面张力Lm=(11.71+20.27)/2=15.99 mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 由上面可知精馏段 L=80.25kmol/h ，V=94.58kmol/ha 塔径

21、的计算精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600Vm=(94.58×104.62)/(3600×3.73)=0.7369m3/sLS=LMLm/3600Lm=(80.25×105.92)/(3600×611.77)=0.003860m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv= (LS / VS)×(l/v)0.5=0.071取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.072气体负荷因子C= C20×(/2

22、0)0.2=0.064Umax=0.817取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.8×0.817=0.4902m/s=1.38m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为At=0.785×1.2×1.2=1.130m2实际空塔气速为U实际=0.7369/1.130=0.652m/sU实际/ Umax=0.679/0.817=0.831(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 3 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（23-1）×0.40=8.8m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（14-1）×0

23、.40=5.2m在进料板上方开一个人孔，其高度为1 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=8.8+5.2+1=15m六、塔板主要工艺尺寸的计算 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1.4m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.7D=0.98m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000×E

24、×(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则how=0.0166m取板上清液层高度hL=0.06m故 hw =0.0434m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图可求得Af/AT=0.058 Wd/D=0.12Af=0.0655 m2Wd=0.144m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即= Af/×HT/Ls=0.0655×0.40/ 0.00391=6.79s5s 其中HT即为板间距0.40m，Ls即为每秒的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= Ls/（lw×

25、uo'）取uo'=0.15m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)则ho=0.00411/(0.98×0.15) =0.026m0.02m hw-ho=0.0434-0.026=0.01760.006 m故降液管底隙高度设计合理b塔板布置1) 塔板的分块因为D 1200mm，所以选择采用分块板式。查塔板分块表可得塔板分为三块，边缘区、开孔去、安全区。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs

26、)=0.406r= D/2Wc=0.565 由上面推出 Aa=0.416m2 筛孔的计算及排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用f=3mm碳钢板孔径d。=5mm筛孔按正三角形排列取孔中心距t=3d。=3×5=15mm筛孔数目n为n=10155A/T2=3496开孔率=0.907×（d。/t）=0.907×（0.005/0.0152）=10.1%气体通过孔的气速为U。=Us/A。=0.767/（0.681×0.101）=11.15七、塔板的流体力学验算1) 塔板的压降a.干板阻力hc的计算hc=0.051×（u。/c。）（v/l） =0.051&#

27、215;（11.15/0.772）2 （3.73/611.77） =0.0226液柱b.气体通过液层的阻力h1的计算由 h1= h2计算Ua=vs/（Ht-Af）=0.767/(1.327-0.077) =0.721m/sFo=Ua =0.721 =1.392查充气系数关联图 =0.61H1= (hw+how)所以h1=0.61×（0.02280.0312） =0.03294液柱C液体表面张力的阻力hf的计算液体表面hf=4/（2gd。）=4×15.99x10-3/（611.77x9.81x0.005）=0.0106m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算Hp=hc

28、+h1+h=0.0399+0.0378+0.0106 =0.0883m液柱气体通过每层塔板的压降为Pp=hplg=0.0883x611.77x9.81=0.5299kp<0.7kp在允许的范围之内D液面落差对于筛板塔页面落差很。塔径和液面均不大，故可忽略液面落差E 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)正庚烷和正辛烷属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.038）=0.219m则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛F雾沫夹带量的验算判断雾沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。泛点率的计算时间可用

29、式：塔板面积由前面可得：正庚烷和正辛烷混合液可按冒泡物系处理，取物性系数K值，K=1,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的要求。G严重漏液校核当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。 八、塔板负荷性能图（1）精馏段负荷性能图a.雾沫夹带线按泛点率其中为板上液体流程长度，m;对于单溢流程塔型=D2Wd=1.22×0.18=0.84m; ;整理可得：Vs1=1.049-14.703 b.液泛线综合可

30、以得：(HT+hw)= 由此式确定液泛线。液泛线方程为其中， 整理得：xc.液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，液体在降液管内停留时间=（AfHT）/LS1，以=4s作为液体在降液管中停留时间的x2下限，则d.漏液线对于F1型重阀，依据下限要求计算 又知式中d0，N，v1均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线。以F0=5作为规定气体最小负荷的标准。则e.液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线，其中E取值为1。则可以解出=0.000

31、614m3/s以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图：九、 精馏塔的工艺设计结果总表序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度t109.42111.422平均压力Pkpa111.65128.33平均流量气相Vsm3/s0.73694液相Lsm3/s0.003865实际塔板数Np块23146塔的有效高度Zm8.85.27塔径Dm1.41.48板间距Hm0.40.49塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s0.6520.490211溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm0.980.9813溢流堰高度hwm0.04340.043414板上液层高度hLm0.060.0615堰上液层

32、高度howm0.01660.016616安定区宽度Wsm0.0700.07017开孔区到塔壁距离Wcm0.0600.06018开孔区面积Aam20.4160.41619阀孔直径dom0.0390.03920孔数n个11521开孔率%13.04%13.04%22孔心距tm0.0150.01523塔板压降Pkpa0.40240.402424液体在降液管内的停留时间ts6.796.7925底隙高度hom0.0260.02626液相负荷上限Lmaxm3/s0.010170.0101727液相负荷下限L minm3/s0.0038160.003816符号说明：英文字母1Aa- 塔板的开孔区面积，m2Af

33、- 降液管的截面积, m2Ao- 筛孔区面积, m2 AT-塔的截面积 m2 P-气体通过每层筛板的压降C-负荷因子 无因次 t-筛孔的中心距C20-表面张力为20mN/m的负荷因子do-筛孔直径 uo-液体通过降液管底隙的速度D-塔径 m Wc-边缘无效区宽度ev-液沫夹带量 kg液/kg气 Wd-弓形降液管的宽度ET-总板效率 Ws-破沫区宽度R-回流比Rmin-最小回流比 M-平均摩尔质量 kg/kmoltm-平均温度 g-重力加速度 9.81m/s2 Z-板式塔的有效高度Fo-筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)hl-进口堰与降液管间的水平距离 m -液体在降液管内停留时间hc-与干板压降相当的液柱高度 m -粘度hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m -密度-表面张力hL-板上清液层高度 m h1-与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标ho-降液管的义底隙高度 m max-最大的how-堰上液层高度 m min-最小的hw-出口堰高度 m L-液相的hw-进口堰高度 m V-气相的h-与克服表面张力的压降相当的液注高