正庚烷和正辛烷体系精馏浮阀塔设计

河西学院化学化工学院课程设计河西学院HexiUniversity化工原理课程设计题目:正庚烷和正辛烷体系精馏浮阀塔设计学院:化学化工学院专业:_化学工程与工艺学号:2014210012姓名:刘继麟指导教师:李守博2016年11月20日精馏塔设计任务书一设计题目正庚烷－正辛烷精馏分离板式塔设计二工艺条件与数据1.设计任务生产能力（进料量）90000吨/年操作周期7920小时/年进料组成30%（正庚烷）（质量分率，下同）塔顶产品组成≥96%（正庚烷）塔底产品组成≤4%（正庚烷）回流比，自选单板压降≤700Pa2.操作条件操作压力塔顶为常压进料热状态进料温度50℃加热蒸汽0.25Mpa(表压)冷却水温度30℃3.设备型式筛板或浮阀塔板4.厂址新疆地区（吐鲁番）三设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述正庚烷-正辛烷精馏分离浮阀塔设计刘继麟摘要：本设计采用浮阀塔分离正庚烷和正辛烷，通过逐板计算法计算得出理论板数为20块，回流比为2.067，算出塔板效率0.59，实际板数为34块，进料位置为第18块，在浮阀塔主要工艺尺寸的设计计算中得出精馏段塔径为1.4米，精馏段塔径为1.6米，总塔高20.74米，精馏段每层浮阀数目为85，提馏段每层浮阀数目为132。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式热器，确定了操作点符合操作要求。关键词：正庚烷，正辛烷，精馏，浮阀塔1概述1.1精馏原理及其在化工生产上的应用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正庚烷和正辛烷混合物精馏塔。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：⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。⑵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。⑶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。⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。⑹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和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。浮阀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，逐步掌握了浮阀塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，浮阀精馏塔具有下列优点：⑴结构比泡罩塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％。⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

浮阀塔的缺点是：⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。⑵操作弹性较小(约2～3)。⑶造价比筛板塔高。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，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。1.2设计方案的选择和论证1.2.1设计思路在本次设计中，我们进行的是正庚烷和正辛烷二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，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，有时后可以考虑将余热再利用。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料。流程参见附图塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。从正庚烷—正辛烷的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且筛板与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。1.2.2选定设计方案的原则方案选定是指确定整个精馏装置的流程。主要设备的结构形式和主要操作条件。所以方案的选定必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量。（2）操作平稳，易于调节。（3）经济合理。（4）生产安全。在实际的设计问题中，上述四项都是必须考虑的。1.3确定设计方案1.3.1精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能耗小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。1.3.2加热方式的选取本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。1.3.3操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用冷液进料。1.3.4回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为1.3.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。1.3.6板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料。表1参数选取项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选取连续精馏常压冷液间接蒸汽全凝器自来水浮阀塔1.3.7关于附属设备的设计附属设备的设计主要有：（1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；然后提出合适的换热器型号。（2）由原料液进料量选择合适的离心泵 1.3.8流程的设计及说明图1浮阀精馏塔带控制点的工艺流程图工艺流程：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。2精馏塔工艺设计2.1精馏塔的物料衡算表1正庚烷和正辛烷的物理性质项目分子式分子量沸点/°C临界温度/°C临界压强/kPa正庚烷C7H16100.2198.5201.71620正辛烷C8H18114.22125.629625102.1.1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/kmol计算原料液在塔顶，进料板，塔釜处的摩尔分数（以正庚烷为例）原料正庚烷组成：xF=0.33塔顶组成：xD=0.96塔顶组成：==0.052.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量2.1.3物料衡算原料液处理量：总物料衡算2.2塔板数的确定2.2.1理论板层数NT的求取相对挥发度的计算T=98.5℃时，PA=101.3KPa，PB=44.58KPa。α1=PA/PB=101.3/44.58=2.272T=125.8℃时，PA=212.29KPa，PB=101.3KPa。α2=PA/PB=212.29/101.3=2.096则α=sqrt（α1×α2）=2.18平衡线方程求算汽液相平衡方程：y=α*x/[1+(α-1)x]=2.18x/(1+1.18x)x=y/[α-(α-1)x]=y/(2.18-1.18y)2.2.2q线方程的计算计算q值，原料液的汽化热为=0.33×336×100.25+0.96×335×114.232=47847.74（kJ/mol）0.33时的泡点温度为119°C平均温度=比热容：正庚烷2.470正辛烷2.427故原料液平均比热容为=349.69q线方程：2.2.3塔板数的确定(1)理论塔板层数NT正庚烷-正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论塔板数①由设计手册查得正庚烷-正辛烷物系的气液平衡数据，绘出x-y图。图2图解法求理论板层数在图上做操作线，由点（0.96,0.96）起在平衡线与操作线间画阶梯，直到阶梯与平衡线交点小于0.05为止。由此得到理论板NT=20块（不含再沸器）。其中，精馏段10块，提馏段10块（含进料板）。第11块为进料板。②求最小回流比(Rmin)及操作回流比(R)最小回流比及其操作回流比的求解：联立q线方程和相平衡方程解得交点坐标为，带入数据得取操作回流比为：R=1.5Rmin=1.5×1.378=2.067精馏塔的气、液相负荷L=R×D=2.067×34.89=72.12kmol/hV=(R+1)×D=3.067×34.89=107.01kmol/hL’=L+qF=72.12+1.504×113.40=242.65kmol/hV’=V+（q-1）F=164.16kmol/h④操作线方程精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线：⑤图解法求理论塔板数由图可知：理论塔板数：20精馏段塔板数：10提馏段塔板数：10由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得：αμL=0.45全塔板效率Eo=0.59理论板层数NT的求取精馏段实际塔板数N精=10/59%=17块提馏段实际塔板数N提=10/59%=17块3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算3.1操作压力的计算设每层塔压降：△P=0.7KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa）（新疆地区-取吐鲁番地区大气压强99.77Kpa）进料板压力：PF=99.77+10×0.7=106.77(KPa)精馏段平均压力：Pm=(99.77+106.77)/2=103.27(KPa)塔釜板压力：PW=99.77+19×0.7=113.07(KPa)提馏段平均压力：Pm’=(103.27+113.07)/2=108.17(KPa)3.2操作温度的计算查表⑴可得以下为实验数据，也可用安托尼(Antoine)公式计算：表2A、B、C取值温度/°CABC正庚烷6.021263.91216.432正辛烷6.051356.36209.635表3常压下正庚烷-正辛烷的气液平衡与温度的关系温度/°C98.4105110115120125.6正庚烷（g）yA1.000.810.6730.4910.2800正辛烷（l）xA1.000.6560.4870.3110.1570C7H16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=0.917,y=0.96待求的温度t就是PAO/PBO=2.172时的温度，用试差法计算假设t=115℃，求得PAO=160.89(KPa)，PBO=74.6(KPa)，假设t=110℃，求得PAO=140.63(KPa)，PBO=64.19(KPa)，用比例内插法求PAO/PBO=2.26时的温度t，解得t=104.71°C所以塔顶温度tD=104.71℃同理可得进料板温度tF=108.35℃塔釜温度tW=111.84℃精馏段平均温度tm=(104.71+108.35)/2=106.53(℃)提馏段平均温度t’m=(108.35+111.84)/2=110.09(℃)3.3平均摩尔质量的计算a.塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.96，x1=0.917 MVDm=0.96×100.205+(1-0.96)×114.232=100.766kg/mol MLDm=0.917×100.205+(1-0.917)×114.232=101.369kg/molb.进料板平均摩尔质量计算由yF=0.595，x1=0.415MVFm=0.595×100.205+(1-0.595)×114.232=105.886kg/mol MLFm=0.415×100.205+(1-0.415)×114.232=108.411kg/mol c.塔釜平均摩尔质量计算由y1’=0.040，x1’=0.03M’VWm=0.040×100.205+(1-0.040)×114.232=113.671kg/molM’LWm=0.030×100.205+(1-0.030)×114.232=113.811kg/mold.精馏段平均摩尔质量 MVm=100.766+105.886)/2=103.326kg/molMLm=(101.369+108.411)/2=104.890kg/mole.提馏段平均摩尔质量M’Vm=(105.886+113.671)/2=109.779kg/molM’Lm=(108.411+113.811)/2=111.111kg/mol3.4平均密度的计算表4液体密度(Kg/m3)温度/°C20406080100120140正庚烷684.8667.4649.4630.7611.0590.3568.3正辛烷703.7705.6689.4672.7655.437.4618.7a.精馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得ρVm=PmMvw/RTm=(103.27×103.326)/[8.314×(273.15+106.53)]=3.381kg/m3Ⅱ液相查tD=108.28℃时ρA＝599.3kg/m3ρB=631.1kg/m3 tF=110.57℃时ρA＝592.1kg/m3ρB=630.9kg/m3 塔顶液相的质量分率αA=(0.917×100.205)/(0.917×100.205+0.083×114.232)=0.906ρLDm=1/(0.906/599.3+0.094/631.1)=602.156kg/m3进料板液相的质量分率αA=(0.415×100.205)/(0.415×100.205+0.585×114.232)=0.384ρLFm=1/(0.384/592.1+0.616/630.9)=615.414kg/m3精馏段液相平均密度为ρLm=(602.156+615.414)/2=608.785kg/m3b.提馏段平均密度的计算Ⅰ气相由理想气体状态方程得ρ’Vm=PmMvw/RTm=(108.17×109.779)/[8.314(273.15+110.09)]=3.727kg/m3Ⅱ液相查tw=111.84℃时,ρA＝590.1kg/m3,ρB=630.2kg/m3αA=(0.03×100.205)/(0.030×100.205+0.97×114.232)=0.0264ρ’Lwm=1/(0.0264/590.1+0.9736/630.2)=629.09kg/m3提馏段平均密度ρ’Lm=(615.414+629.09)/2=622.26kg/m33.5平均粘度的计算表5液体表面粘度(10-3Pa·s)温度/°C20406080100120140正庚烷0.4170.3420.2860.2420.2080.1810.143正辛烷0.5450.4360.3580.4000.2550.2190.190液相平均粘度依下式计算即lgμLm=∑xilgμia．塔顶液相平均粘度的计算由tD=104.71℃查⑵得μA=0.189mPa.s μB=0.239mPa.slgμLDm=0.917lg(0.189)+0.083lg(0.236)=-0.715μLDm=0.193mPa.sb．进料板平均粘度的计算 由tF=108.35℃查⑵得μA=0.186mPa.s μB=0.237mPa.slgμLFm=0.415lg(0.186)+0.585lg(0.237)=-0.669μLFm=0.214mPa.s精馏段平均粘度μLm=(0.193+0.214)/2=0.204mPa.sc．塔底液相平均粘度的计算 由tW=111.84℃查⑵得μA=0.181mPa.s μB=0.227mPa.slgμLWm=0.030lg(0.181)+0.970lg(0.227)=-0.644μLWm=0.225mPa.s提馏段平均粘度μL’m=(0.214+0.225)/2=0.220mPa.s3.6平均表面张力的计算表6液体表面张力(10-3N/m)温度/°C20406080100120140正庚烷20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71液相平均表面张力依下式计算即σLm=∑xiσia.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=104.71℃查⑵得σA=11.95N/m σB=22.45mN/mσLDm=0.917×11.95+0.083×22.45=12.822mN/mb.进料板液相平均表面张力的计算由tF=108.35℃查⑵得σA=11.48mN/m σB=22.52N/mσLFM=0.415×11.48+0.585×22.52=17.939mN/mc.塔底液相平均表面张力的计算由tW=111.84℃查⑵得σA=11.23mN/m σB=22.550N/mσLWm=0.030×11.23+0.97×22.550=22.211mN/m精馏段液相平均表面张力σLm=(12.822+17.939)/2=15.411mN/m提馏段液相平均表面张力σ’Lm=(17.939+22.211)/2=20.075mN/m4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1精馏段塔径计算由上面可知精馏段L=72.12kmol/h，V=107.01kmol/ha．塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600ρVm=(107.01×103.326)/(3600×3.381)=0.9084m3/sLS=LMLm/3600ρLm=(72.12×104.890)/(3600×608.785)=0.00345m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求图的横坐标为Flv=(LS/VS)×(ρl/ρv)0.5=0.0510取板间距，HT=0.4m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.350m图3史密斯关联图由上面史密斯关联图，得知C20=0.075气体负荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.0583Umax=0.9528取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7Umax=0.7×0.9528=0.6670m/s=1.317m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为At=0.785×1.4×1.4=1.5386m2实际空塔气速为U实际=0.9084/1.5386=0.5904m/sU实际/Umax=0.5904/0.9528=0.6197(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)4.2提馏段塔径计算由上面可知提馏段L’=242.65kmol/h，V’=164.16kmol/ha．提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为：V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(164.16×109.779)/(3600×3.727)=1.3432m3/sL’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(242.65×111.111)/(3600×622.26)=0.01204m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求图的横坐标为Flv=(LS/VS)×(ρl/ρv)0.5=0.1158取板间距，HT=0.45m，板上清液层高度取hL=0.1m，则HT-hL=0.35m由史密斯关联图，得知C20=0.0670气体负荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.0671Umax=0.8644m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×0.8644=0.6912m/s=1.5734m按标准塔径圆整后为D=1.6m塔截面积为At=0.785×1.6×1.6=2.0096m2实际空塔气速为U实际=1.3432/2.0096=0.6684m/sU实际/Umax=0.6912/0.8644=0.7996(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)4.3精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（17-1）×0.40=6.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（17-1）×0.45=7.2m在塔顶开一个人孔，进料板上方和塔底各开一个人孔，其高度均为0.6m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.6+0.6+0.6+0.2=6.4+7.2+0.6+0.6+0.6+0.2=13m5.塔板主要工艺尺寸的计算5.1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=0.60D=0.84m2)溢流堰高度hw由hw=hL－how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⑷计算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)图4液流收缩系数计算图图5弓形降液管的参数图并由图液流收缩系数计算图，则可取用E=1.0，则how=0.0171m取板上清液层高度hL=0.05m故hw=0.0329m3)弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.6查图可求得Af/AT=0.055Wd/D=0.11Af=0.055×1.5386=0.0846m2Wd=0.11*1.4=0.154m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即θ=Af/×HT/Ls=0.0864×0.40/0.00345=10.02＞5s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×uo'）取uo'=0.25m/s(一般取u0′=0.07～0.25m/s。)则ho=0.00345/(0.84×0.2)=0.0205m＞0.02mhw-ho=0.0303-0.0205=0.0124＞0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。b．塔板布置1)塔板的分块因为>800mm，所以选择采用分块式。2)边缘区宽度确定取Ws=W’s=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=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）]其中x=D/2－(Wd＋Ws)=0.54r=D/2－Wc=0.697由上面推出Aa=0.454m2d.浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F0=10；由F0=可求阀孔气速5.438m/s对于浮阀的排列,根据以上设计的数据采用正三角交排。取孔的孔径,按正三角形排列，一般碳钢板厚，如图6所示图6正三角形排列图按N1=85重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因数为F0=精馏段浮阀塔板得开孔率此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。5.2提馏段(计算公式和原理同精馏段)a．溢流装置计算因塔径D=1.6m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：1)堰长lw可取lw=0.6D=0.96m2)溢流堰高度hw由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.05，则how=0.0379取板上清液层高度hL=0.1m故hw=0.1-0.0379=0.0621m3)弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.6查图⑷可求得Af/AT=0.055Wd/D=0.11Af=0.055×2.0096=0.111mWd=0.11×1.6=0.176m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即θ=Af×HT/Ls=0.111×0.45/0.01204=4.15s3s<θ<5s其中HT即为板间距0.45m，Lh即为每小时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×uo'）取uo'=0.25m则ho=0.01204/(0.96×0.25)=0.0502m＞0.02mHw-hO=0.0621-0.0502=0.0119m＞0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。b塔板布置1)塔板的分块因为D>800mm，所以选择采用分块式。2)边缘区宽度确定取Ws=W’s=65mm,Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子计算，则有Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×sin-1（x/r）]其中x=D/2－(Wd＋Ws)=0.559r=D/2－Wc=0.765由上面推出Aa=0.601m2d.浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F0=10；由F0=可求阀孔气速对于浮阀的排列,根据以上设计的数据采用正三角交排。按N1=132重新核算孔速及阀孔动能因数： 阀孔动能因数为F0=精馏段浮阀塔板得开孔率此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以精馏段这样开孔是合理的。每层塔板的开孔面积为：6.筛板的流体力学验算6.1精馏段1)塔板的压降每层塔板静压头降可按式图7干筛孔的流量系数图a.计算干板静压头降首先将g=9.81m/s2代入式中可以解，则需要根据公式b.板上液层阻力图8充气系数关联图可以由公式计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化合物，可取充气系数，其中为板得液层高度由上面知=0.05m，则可以算出液体表面张力所产生的阻力可c.计算液体表面张力所造成的静压头降由公式计算求得液柱由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为换成单板压降(设计合理)2)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。3)降液管中液清层的高度可以由式a.计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算b.计算溢流堰（外堰）高度前已计算c.液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式其中为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,=0.1m/s,则可以算的=0.00153md.上液流高度前已求出这样4)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≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ=0.5，则ψ(HT＋hw)=0.5（0.4+0.0329）=0.2165m则有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本设计不会发生液泛5)雾沫夹带量的验算a,雾沫夹带量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。b．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。6.2提馏段1)塔板的压降每层塔板静压头降可按式计算干板静压头降首先将g=9.81m/s2代入式中可以解，则需要根据公式板上液层阻力可以由公式计算出板上液层阻。由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化合物，可取充气系数，其中为板得液层高度由上面知=0.1m，则可以算出计算液体表面张力所造成的静压头降由公式计算求得液柱由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为换成单板压降(设计合理)2)液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的响。3)降液管中液清层的高度可以由式a.计算气相通过一层塔板的静压头降前已计算b.计算溢流堰（外堰）高度前已计算c.液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式其中为液体通过降液管底隙时流速按照经验式,=0.1m/s,则可以算的=0.00153md.上液流高度前已求出这样4)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≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ=0.5，则ψ(HT＋hw)=0.5（0.45+0.0621）=0.256m则有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本设计不会发生液泛5)雾沫夹带量的验算a,雾沫夹带量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。b．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。7.塔板负荷性能图7.1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=D—2Wd=1.4—2×0.154=1.092m;;;整理得整理可得：b.液泛线综合可以得：φ(HT+hw)=由此式确定液泛线。液泛线方程为其中，整理可得：c.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3~5s，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，ρv1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=0.0007039m3/s7.2提馏段负荷性能图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=D—2Wd=1.6—2×0.176=1.248m;;;整理得整理可得：b.液泛线综合可以得：φ(HT+hw)=由此式确定液泛线。液泛线方程为其中，整理可得：c.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3~5s，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，ρv1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=0.01m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=0.001513m3/s在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于表7精馏段雾沫夹带线和液泛线计算结果：表7精馏段雾沫夹带线和液泛线计算结果0.00060.0010.0030.0050.0070.0090.78580.77950.74790.71630.68470.65311.02421.0120.95230.88380.79770.6848依据表中数据作出精馏段雾沫夹带线和液泛线。在操作范围内，任取几个值，按上式算出对应的值列于表8提馏段雾沫夹带线和液泛线计算结果：表8提馏段雾沫夹带线和液泛线计算结果0.00150.0030.0050.0080.0010.0131.64371.61581.57981.52061.47461.38932.27082.23802.19422.12862.08492.0193依据表中数据作出提馏段雾沫夹带线和液泛线。以上五条线在坐标中如下，精馏段的塔板设计图：图9精馏段塔板负荷性能图以上五条线在坐标中如下，提馏段的塔板设计图：由以上1~5作出塔板负荷性能图图10提馏段塔板负荷性能图由图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区的适中位置（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制（3）按固定的液气比，由图查出精馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限提馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限所以：精馏段操作弹性=，提留段操作弹性=8.精馏塔的工艺设计结果一览表表9物料衡算结果项目符号单位数值备注塔顶摩尔分数10.96塔顶平均摩尔质量100.77塔顶流量D34.89进料摩尔分数10.33进料液平均摩尔质量100.60进料流量F113.40塔低摩尔分数10.05塔底平均摩尔质量113.53塔底产品流量W78.51表10精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果项目符号单位数值备注精馏塔提馏塔平均压力103.27108.17平均温度106.33110.09平均粘度0.2040.220液相的平均摩尔质量104.890111.111气相的平均摩尔质量103.326109.779液相平均密度608.785622.26气相平均密度3.3813.727平均表面张力15.41120.075气体流量0.90841.3432液体流量0.003450.01204表11浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm1.41.6塔板距m0.40.45塔板类型单溢流弓形降液管、凹形受液盘分块式塔板空塔气速m/s0.7240.613堰长m0.840.96堰高m0.03290.0621板上液层高度m0.0050.01降液管低隙高度m0.02050.0502开孔区面积0.4540.601每层浮阀效率%10.0110.01边缘区宽度m0.065安定区宽度m0.035浮阀数N85132等腰三角形叉排气相动能因子1010气体通过浮阀孔气速m/s5.4388.180孔心距tm同一横排孔心距降液管面积0.08460.111单板压降0.424210.55061液体在降液管内停留时间s10.024.15降液管内清液层高度m液柱0.122530.19173塔的有效高度Zm13.0气相负荷上限0.008460.0124液泛线控制气相负荷下限0.00070390.001513漏液线控制雾沫夹带（泛点率）51.4%53.23%漏液点最小气速0.4540.671操作弹性2.1232.2379、精馏塔的接管尺寸及附属设备9.1．接管尺寸9.1.1进料管本设计采用直管进料，管径计算如下：取则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：9.1.2回流管直管回流，取则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：9.1.3塔釜出料管直管出料，取则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：9.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：9.1.5塔釜进气管直管进气，取气速则经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：9.1.6法兰由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用法兰。=1\*GB3①进料管接管法兰：Pg6Dg70HG5010-58=2\*GB3②回流管法兰：Pg6Dg60HG5010-58=3\*GB3③塔底出料管法兰：Pg6Dg80HG5010-58=4\*GB3④塔顶蒸气管法兰：Pg6Dg500HG5010-58=5\*GB3⑤塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg550HG5010-589.2塔体结构9.2.1筒体与封头1.筒体壁厚选6mm，所用材质为A32.封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径，直边高度为：，内表面积为：，容积为：。选用封头。9.2.2除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：系数除沫器直径：选取不锈钢除沫器类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝（1Gr18Ni9Ti）；丝网尺寸：圆丝9.2.3裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整：，，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙座高度取3m。地角螺栓直径取M30。9.2.4吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=1600mm，可选用吊柱500kgR=700mm,L=3500mm,H=1100mm材料为A3。9.2.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔10~20块塔板才设一个人孔，本塔中共36块板，需设置3个人孔，每个孔直径为600mm，在设置人孔处，板间距为600mm。9.3塔总体高度的设计9.3.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。9.3.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。=m9.3.3塔总体高度9.4附属设备设计9.4.1冷凝器塔顶全凝器的热负荷：由于塔顶溜出液几乎为纯正庚烷，为简化计算，可按纯的正庚烷的摩尔焓计算。若回流液在饱和温度下进入塔内，则tD=104.71℃,由表7内插法得该温度下正庚烷的汽化热为349.69J/Kg。表12液体汽化热(KJ/mol)温度/°C8090100110120正庚烷375364352348335正辛烷370360350345333水为冷凝质，其进出冷凝器的温度分别为30℃，45℃，则平均温度下的比热（查设计手册），冷凝水用量为：0.107×35238.86=3770.56kw取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别30℃和45℃则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为本设计取出料温度：104.71℃（饱和气）104.71℃（饱和液）冷却水温度：30℃45℃逆流操作：传热面积：9.4.2再沸器（1）再沸器的热负荷为：因为釜残液几乎为纯正辛烷，故其焓可按纯正辛烷计算，即塔底温度（2）0.164×114.232×2984=（3）加热蒸汽用量选用的饱和蒸汽加热，温度为T=138.8,平均温差(4)换热系数K查手册，换热面积10.设计评述近四周的课程设计终于艰难地结束了，我在老师的指导和帮助下成功的完成——正辛烷精馏操作中浮阀塔的设计。本设计采用制造价格较低的浮阀塔，尽量减少设备成本和操作成本，但仍不免许多不合理支出。所设计出的塔体较高，在实际制造和安装过程中可能会有较大难度因此可以考虑采用多塔多级精馏的形式，以求资源的良好整合与利用。关于整个工艺流程的热量利用，我也是有些想法的。精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的但其位能较低不可能直接用来做塔釜的热源。因此可以用热夹点法计算，用塔顶的冷凝放热和冷却放热对原料也进行初步加热，再用塔釜残液将原料液加热到泡点。这样可以大大提高热利用率。通过此次设计，目的是使设备达到最佳的工艺要求，以节省费用，提高经济效益，那么就必须要熟练的掌握分离的作用和设计中注意的变数，另一方面也要考虑数据的特性，合不合符设计的要求，也存在一个合理性的问题，所以计算的范围也必须要从操作中来一个综合的评价。例如在设计过程中，出现过很多问题，例如在已有的浮阀塔板的浮阀孔排布中，找不到合适的塔板满足设计要求，就必须自行设计新的浮阀孔排布；操作弹性过小，就必须调整前面的设计参数，以期达到相对较大的操作弹性。在这次设计的过程中，让我感触最深的是细心、专心、耐心。因为在设计中会出很多的细节问题一个不留神就会出现错误一旦出现错误就是要从头再来，那就要浪费很多时间，