正庚烷正辛烷连续精馏塔设计Word文件下载.docx
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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。
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：
⑴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。
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。
筛板塔的缺点是：
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，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：
kmol
正辛烷的摩尔质量为：
xF=
xD=
xw=[2]原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
MD=×
+×
=100.48kg/mol
MF=×
=110.725kg/mol
Mw=×
=113.811kg/mol
则可知：
原料的处理量：
F=（60000×
1000）/（365×
24×
=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=h
D=h
三、塔板数的确定
[1]理论板层数NT的求取
a．相对挥发度的计算
T=98.5℃时，PA=，PB=。
α1=PA/PB==
T=125.8℃时，PA=，PB=。
α2=PA/PB==
则α=sqrt（α1×
α2）=
b．平衡线方程求算
汽液相平衡方程：
y=α*x/[1+（α-1）x]=（1+
x=y/[α-（α-1）x]=y/最小回流比及其操作回流比的求解：
xδ=xF=，yδ=
Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）
=取操作回流比为：
R==×
=
c．精馏塔的气、液相负荷
L=R×
D=×
V=（R+1）×
L’=L+F=+=h
V’=V=h
d．精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线：
y=L/V×
x+D/V×
xD=+
提馏段操作线：
y’=L’/V’×
x’－W/V’×
xw=’
有计算可得到下表：
项目
塔板数
x
y
1
塔顶
2
3
4
5
6
7
8
9
进料板
10
11
12
13
14
塔底
由此可知：
理论塔板数：
13（不包括再沸器）
精馏段塔板数：
提馏段塔板数：
由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得：
αμL=
全塔板效率Eo=
理论板层数NT的求取
精馏段实际塔板数N精=8/35%=≈23（块）
提馏段实际塔板数N提=7/35%=≈14（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=（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在~）
进料板压力：
PF=+23×
=122（KPa）
精馏段平均压力：
Pm=+122）/2=（KPa）
塔釜板压力：
PW=+37×
=（KPa）
提馏段平均压力：
Pm’=（122+/2=（KPa）
（2）操作温度的计算
查表⑴可得
安托尼系数
A
B
C
Min～Max
C7H16
-2～120℃
C8H18
19～152℃
C7H16的安托尼方程：
lgPAO=的安托尼方程：
lgPBO=塔顶：
x=，y=，
待求的温度t就是PAO/PBO=时的温度，用试差法计算
假设t=100℃，求得PAO=（KPa），PBO=（KPa），
假设t=110℃，求得PAO=（KPa），PBO=（KPa），
用比例内插法求PAO/PBO=时的温度t，
所以塔顶温度tD=℃
同理可得进料板温度tF=℃
塔釜温度tW=℃
精馏段平均温度tm=+/2=（℃）
提馏段平均温度t’m=+/2=（℃）
（3）平均摩尔质量的计算
a.塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=，x1=
MVDm=×
MLDm=×
=100.81kg/mol
b.进料板平均摩尔质量计算
由yF=，x1=
MVFm=×
=108.75kg/mol
MLFm=×
=111.03kg/mol
c.塔釜平均摩尔质量计算
由y1’=，x1’=
=113.46kg/mol
=113.87kg/mol
d.精馏段平均摩尔质量
MVm=+/2=104.62kg/mol
MLm=+/2=105.92kg/mol
e.提馏段平均摩尔质量
M’Vm=+2=111.11kg/mol
M’Lm=+/2=112.45kg/mol
（4）平均密度的计算
a.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=×
/[×
+]=m3
Ⅱ 液相 查tD=℃时ρA＝m3ρB=m3
tF=110.57℃时ρA＝592.1kg/m3ρB=630.9kg/m3
塔顶液相的质量分率
αA=×
/（×
ρLDm=1/+=m3
进料板液相的质量分率
/×
ρLFm=1/+=m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=+/2=m3
⑸平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算即
lgμLm=∑xilgμi
a．塔顶液相平均粘度的计算由tD=108.28℃查⑵得
μA=μB==
μLDm=进料板平均粘度的计算由tF=110.57℃查⑵得
μA=μB=0.228g0.772g=
μLFm=精馏段平均粘度
μLm=+/2=平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算即
σLm=∑xiσi
a.塔顶液相平均表面张力的计算由tD=108.28℃查⑵得
σA=mσB=m
σLDm=×
=mN/m
b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=110.57℃查⑵得
σLFM=×
c.精馏段液相平均表面张力
σLm=+/2=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=h，V=h
a．塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
VS=VMVm/3600ρVm=×
/（3600×
=0.7369m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=×
=0.003860m3/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）=
取板间距，HT=,板上清液层高度取hL=，则HT-hL=m
史密斯关联图如下
由上面史密斯关联图，得知 C20=
气体负荷因子 C=C20×
（σ/20）=
Umax=
取安全系数为，则空塔气速为U==×
=s
=1.38m
按标准塔径圆整后为D=
塔截面积为At=×
×
实际空塔气速为U实际==s
U实际/Umax==（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）×
提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（14-1）×
在进料板上方开一个人孔，其高度为1m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+=++1=15m
六、塔板主要工艺尺寸的计算
⑴精馏段
a．溢流装置计算
因塔径 D=，
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，在直径小于的塔中被广泛使用。
）各项计算如下：
1）堰长lw
可取lw==
2）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=1000×
E×
（Lh/lw）（2/3）
并由图液流收缩系数计算图，则可取用E=，则
how=0.0166m
取板上清液层高度hL=
故hw=
3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由lw/D=查图可求得
Af/AT=Wd/D=
Af=0.0655m2
Wd=0.144m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=Af/×
HT/Ls=×
=＞5s
其中HT即为板间距，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ho
ho=Ls/（lw×
uo'
）
取uo'
=s（一般取u0′=～s。
则ho=×
=0.026m＞0.02m
hw-ho=0.006m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=W’s=65mm,Wc=35mm
c．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）+∏r2/180×
sin-1（x/r）]
其中x=D/2－（Wd＋Ws）=
r=D/2－Wc=
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=10155Aα/T2=3496
开孔率φ=×
（d。
/t）=×
（）=%
气体通过孔的气速为U。
=Us/A。
=（×
）=
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=×
（u。
/c。
）（ρv/ρl）
=×
（）2（）
=液柱
b.气体通过液层的阻力h1的计算
由h1=ρh2计算
Ua=vs/（Ht-Af）==0.721m/s
Fo=Ua
=
=
查充气系数关联图
H1=
（hw+how）
所以h1=×
（＋）
C．液体表面张力的阻力hf的计算
液体表面hf=4σ/（ρ2gd。
）=4×
（）=液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算
Hp=hc+h1+hσ=++
=0.0883m液柱
气体通过每层塔板的压降为
Pp=hpρlg=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≤ψ（HT＋hw）
正庚烷和正辛烷属于一般物系，取ψ=，则
ψ（HT＋hw）=（+）=
Hd≤ψ（HT＋hw）
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
=D—2Wd=—2×
=;
;
整理可得：
Vs1=
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，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=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
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
符号
单位
计算结果
精馏段
提馏段
平均温度
t
℃
平均压力
P
kpa
平均流量
气相
Vs
m3/s
液相
Ls
实际塔板数
Np
块
23
塔的有效高度
Z
m
塔径
D
板间距
H
塔板溢流形式
单流型
空塔气速
u
m/s
溢流装置
溢流管形式
弓形
溢流堰长度
Lw
溢流堰高度
hw
板上液层高度
hL
15
堰上液层高度
how
16
安定区宽度
Ws
17
开孔区到塔壁距离
Wc
18
开孔区面积
Aa
m2
19
阀孔直径
do
20
孔数
n
个
115
21
开孔率%
%
22
孔心距
塔板压降
ΔP
24
液体在降液管内的停留时间
s
25
底隙高度
ho
26
液相负荷上限
Lmax
27
液相负荷下限
Lmin
符号说明：
英文字母
Aa----塔板的开孔区面积，m2
Af----降液管的截面积,m2
Ao----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
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