正庚烷正辛烷连续精馏浮阀塔设计概要.docx
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正庚烷正辛烷连续精馏浮阀塔设计概要
课程设计
题目:
正庚烷-正辛烷
连续精馏浮阀塔设计
教学院:
专业:
学号:
学生姓名:
指导教师:
年月日
前言（3
精馏塔设计任务书（4
流程的设计及说明（6
设计计算（6
一、精馏流程的确定（6
二、塔的物料衡算（6
三、塔板数的确定（6
（1相对挥发度的计算（7
（2实际塔板数的确定（7
（3全塔效率...............................................8
四、塔工艺条件及物性数据计算................................9
（1操作压强的计算............................................9
（2操作温度的计算（9
（3平均摩尔质量的计算（10
（4平均密度的计算（10
（5液体平均粘度的计算（11
（6流体平均表面张力的计算（11
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算（12
（1塔径（12
（2塔有效高度（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浮阀数与开孔率（16
七、筛板的流体力学验算（19
（1气体通过筛板压降相当的液柱高度（19
（2液泛的验算（20
（3雾沫夹带量的验算（20
（4漏液的验算（21
八、塔板负荷性能图（23
（1精馏段负荷性能图（23
（2提馏段负荷性能图（24
九、精馏塔的工艺设计计算结果总表（26
十、精馏塔的附属设备及接管尺寸（29
（1塔体结构（29
（2精馏塔的附属设备（29
（3接头管设计（29
设计评述（30
主要符号说明（30
参考书目（32
附图
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:
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。
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。
精馏塔设计任务书
一设计题目
分离甲醇-乙醇板式精馏塔的设计
二工艺条件与数据
（1.原料液量1300kg/h,含正庚烷42%（mol下同;
（2.馏出液含正庚烷98%,残液含正辛烷97%;
（3.常压操作,回流液温度为塔顶蒸汽的露点;
（4.加热蒸汽压力为5Mpa（绝对压力;
（5.冷却水进口温度30℃,出口温度为45℃;
（6.设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。
三设计内容
（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精馏塔接管尺寸计算;
（7绘制带控制点的生产工艺流程图;
（8绘制主体设备图。
四设计说明书
（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
五参考书目
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。
设计计算
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/kmol
xF=0.42
xD=0.98
[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×（1-0.98=100.48kg/mol
MF=100.205×0.42+114.232×（1-0.42=108.34kg/mol
则可知:
原料的处理量:
F=1300/108.34=12kmol/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=7.08kmol/h
D=4.92kmol/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=101.3KPa,PB=44.58KPa。
α1=PA/PB=101.3/44.58=2.272
T=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
b.平衡线方程求算
汽液相平衡方程:
y=α*x/[1+（α-1x]=2.18x/（1+1.18x
x=y/[α-（α-1x]=y/（2.18-1.18y
最小回流比及其操作回流比的求解:
xδ=xF=0.42,yδ=0.612
Rmin=（xD-yδ/（yδ-xδ
=（0.98-0.612/（0.612-0.42
=1.917
取操作回流比为:
R=1.8Rmin=1.8×1.917=3.450
c.精馏塔的气、液相负荷
L=R×D=3.45×4.92=16.974kmol/h
V=（R+1×D=4.45×4.92=21.894kmol/h
L’=L+F=16.974+12=28.974kmol/h
V’=V=21.894kmol/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=0.775x+0.22
提馏段操作线:
y’=L’/V’×x’-W/V’×xw=1.323x’-0.00970
由此可知:
理论塔板数:
15
精馏段塔板数:
8
提馏段塔板数:
7
由奥康内尔精馏全塔板效率关联图可得:
αμL=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%=23块
提馏段实际塔板数N提=7/35%=20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0.4~1.1kPa
进料板压力:
PF=101.3+8×0.9=108.5（KPa精馏段平均压力:
Pm=（101.3+108.5/2=104.9（KPa塔釜板压力:
PW=101.3+13×0.9=113（KPa提馏段平均压力:
Pm’=（108.5+113/2=110.75（KPa（2操作温度的计算查表⑴可得
C7H16的安托尼方程:
lgPAO=6.0273-1268.115/（tA+216.9C8H18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,
PAO
PBO
106.0946.82
2.26
假设t=110℃,求得PAO=140.63（KPa,PBO=64.19（KPa,
PAO
PBO
140.6364.19
2.19
用比例内插法求
PAO
/PBO=2.202
时的温度t,
2.202-2.262.19-2.26
t-100110-100
-0.058-0.07
所以塔顶温度tD=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t’m=（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=0.957
MVDm=0.98×100.205+（1-0.98×114.232=100.48kg/mol
MLDm=0.957×100.205+（1-0.957×114.232=100.81kg/mol
b.进料板平均摩尔质量计算
由yF=0.600,x1=0.407
MVFm=0.600×100.205+（1-0.600×114.232=105.82kg/mol
MLFm=0.407×100.205+（1-0.407×114.232=108.52kg/mol
c.塔釜平均摩尔质量计算
由y1’=0.0526,x1’=0.0249
M’VWm=0.0526×100.205+（1-0.0526×114.232=114.49kg/mol
M’LWm=0.0249×100.205+（1-0.0249×114.232=113.88kg/mol
d.精馏段平均摩尔质量
MVm=100.48+105.82/2=103.15kg/mol
MLm=（100.81+108.52/2=104.66kg/mol
e.提馏段平均摩尔质量
M’Vm=（105.82+114.49/2=110.155kg/mol
M’Lm=（108.52+113.88/2=111.2kg/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=（104.9×103.15/[8.314×（273.15+109.42]=3.40kg/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=（0.98×100.205/（0.98×100.205+0.02×114.232=0.977
ρLDm=1/（0.977/599.3+0.023/631.1=600.00kg/m3
进料板液相的质量分率
αA=（0.407×100.205/（0.407×100.205+0.593×114.232=0.376
ρLFm=1/（0.376/599.3+0.624/631.1=618.76kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=（600.00+618.76/2=609.38kg/m3
b.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=（110.75×109.59/[8.314（273.15+111.42]=3.80kg/m3Ⅱ液相查tw=111.42℃时,ρA=590.1kg/m3,ρB=630.2kg/m3αA=（0.0294×100.205/（0.0294×100.205+0.9706114.232=0.0259
ρ’Lwm=1/（0.0259/590.1+0.9741/630.2=629.09kg/m3
提馏段平均密度
ρ’Lm=（618.76+629.09/2=623.925kg/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=0.185mPa.sμB=0.236mPa.s
lgμLDm=0.98lg（0.185+0.02lg（0.236=-0.73
μLDm=0.186mPa.s
b.进料板平均粘度的计算由tF=110.57℃查⑵得
μA=0.183mPa.sμB=0.231mPa.s
lgμLFm=0.407lg（0.183+0.593lg（0.231=-0.68
μLFm=0.209mPa.s
精馏段平均粘度
μLm=（0.186+0.209/2=0.198mPa.s
c.塔底液相平均粘度的计算由tW=111.42℃查⑵得
μA=0.182mPa.sμB=0.228mPa.s
lgμLWm=0.0294lg（0.182+0.9706lg（0.228=-0.64
μLWm=0.229mPa.s
提馏段平均粘度
μL’m=（0.209+0.229/2=0.219mPa.s
⑹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=11.49N/mσB=22.53mN/mσ
LDm=0.98×11.49+0.02×22.53=11.71mN/m
b.进料板液相平均表面张力的计算由tF=110.57℃查⑵得
σA=11.26mN/mσB=22.549N/m
σ
LFM=0.42×11.26+0.58×22.549=17.81mN/m
c.塔底液相平均表面张力的计算由tW=111.42℃查⑵得
σA=11.21mN/mσB=22.554N/m
σLWm=0.03×11.21+0.97×22.554=22.56mN/m
精馏段液相平均表面张力
σ
Lm=（11.71+17.81/2=14.76mN/m
提馏段液相平均表面张力σ’Lm=（17.81+22.56/2=20.18mN/m
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
[1]由上面可知精馏段L=24.426kmol/h,V=31.506kmol/ha.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600ρVm=（31.506×103.15/（3600×3.40=0.266m3
/sLS=LMLm/3600ρ
Lm=（24.426×104.66/（3600×609.38=0.00116m3
/s
maxu=负荷因子2
.020
02
.0（
σ
CC=由史密斯关联图⑶查得C20再求
图的横坐标为Flv=（LS/VS×（ρl/ρv0.5=0.0584
取板间距,HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m,则HT-hL=0.35m
史密斯关联图如下
由上面史密斯关联图,得知C20=0.082气体负荷因子C=C20×（σ/200.2=0.0772Umax=1.03
取安全系数为0.8,则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×1.03=0.824m/s
u
VsD785.0/
=
=0.641m
按标准塔径圆整后为D=0.7m塔截面积为At=0.785×0.7×0.7=0.385m2实际空塔气速为U实际=0.266/0.385=0.691m/s
U实际/Umax=0.691/1.03=0.671（安全系数在充许的范围内,符全设计要求
[2]由上面可知提馏段L=36.426kmol/h,V=31.506kmol/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=（31.506×110.155/（3600×3.8=0.254m3/sL’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（36.426×111.2/（3600×623.925=0.0018m3
/s
maxuC
=2
.020
02
.0（
σ
CC=由史密斯关联图⑶查得C20再
求
图的横坐标为Flv=（LS/VS×（ρl/ρv0.5=0.0908
取板间距,HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m,则HT-hL=0.34m由史密斯关联图,得知C20=0.08气体负荷因子C=C20×（σ/200.2=0.08Umax=1.02m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为U=0.7Umax=0.7×1.02=0.714m/s
u
VsD785.0/
=0.673m
按标准塔径圆整后为D=0.7m
塔截面积为At=0.785×0.7×0.7=0.385m2实际空塔气速为U实际=0.254/0.385=0.66m/s
U实际/Umax=0.506/1.02=0.496（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-1HT=（23-1×0.40=8.8m提馏段有效高度为Z提=（N提-1HT=（20-1×0.40=7.6m在进料板上方开一个人孔,其高度为0.8m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=8.8+7.6+0.8=17.2m
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=0.7m,
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=0.70D=0.49m2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
并由图液流收缩系数计算图,则可取用E=1.0,则how=0.012m
取板上清液层高度hL=0.05m
故hw=0.038m
3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=0.09Wd/D=0.15
Af=0.09×0.385=0.0346m2
Wd=0.15×0.7=0.105m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即
θ=Af/×HT/Ls=0.0346×0.40/0.00116=11.93s>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ho
ho=Ls/（lw×uo'
取uo'=0.1m/s（一般取u0′=0.07~0.25m/s。
则ho=0.00116/（0.49×0.1
=0.0237m>0.02m
hw-ho=0.038-0.0237=0.0143>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,所以选择采用整块式。
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-x20.5+∏r2/180×sin-1（x/r]其中x=D/2-（Wd+Ws=0.18
r=D/2-Wc=0.315
由上面推出Aa=0.214m2
d.浮阀数与开孔率
预先选取阀孔临界动能因子F0=10;由F0=10vmuρ可求阀孔气速
=0u5.423m/s
41
423
.5039.0（4
266
.04
2
2
01≈⨯=
=
π
π
udVNs
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=41重新核算孔速及阀孔动能因数:
smu/434.541
039.0（4
266
.02
0=⨯⨯=
π
阀孔动能因数为F0=12
02.104.3434.50<=⨯=vuρ
精馏段浮阀塔板得开孔率1273.07.0/039.0（41/（220=⨯==DdNϕ
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。
（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=0.7m,
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=0.70D=0.49m
2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=1.0,则how=0.016m
取板上清液层高度hL=0.06m故hw=0.06-0.016=0.044m3弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.7查图⑷可求得Af/AT=0.09Wd/D=0.15
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