分离工程脱乙烷塔课程设计知识讲解.docx
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分离工程脱乙烷塔课程设计知识讲解
分离工程脱乙烷塔课
程设计
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一综述
1.1塔设备简述
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元
操作中，气液传质设备必不可少。
塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到
相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。
前者的代表是板式塔，
后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀
塔。
筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究
很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。
五十年代来，由于工业生产实
践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完
善的设计方法。
筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：
生产能力大于10.5%，
板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗
金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。
当前各炼厂的气体分离装置大部分仍然采用精馏分离。
化工生产中所处理的原料中间产物和粗产品等几乎都是由若干组分组成的混合物，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作。
低沸点烃类混合物是利用精馏方法使混合物得到分离的，其基本原理是利用被分离的各组分具有不同的挥发度，即各组分在同一压力下具有不同的沸点将其分离的。
其实质是不平衡的汽液两相在塔盘上多次逆向接触，多次进行部分汽化和部分冷凝，传质、传热，使气相中轻组分浓度不断提高，液相中重组分浓度不断提高，从而使混合物得到分离。
塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、
石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔
用途较广，它是逐级接触式的气液传质设备。
浮阀塔于50年代初期在工业
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上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广
泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充
分。
浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔，每个孔上装有一个可以
上、下浮动的阀片，浮阀的型式很多，目前国内最常用型式的为F1型和V-4
型。
F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工
及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）。
操作时，由阀孔上升的
气流，经过阀片与塔板的间隙与塔板上横流的液体接触，浮阀开度随气体负
荷而变，当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。
1.2我国化工工艺发展
我国石油工业具有一定的水平，但还是一个发展中的国家,摆在我们石
油工作者面前的任务是繁重的。
炼油工业要对现有的炼油厂进行技术改造，
继续坚持“自力更生，革新挖潜，全面提高，综合利用，大搞化工原料，赶
超世界先进水平”的发展方针。
要立足现有基础，搞好一、二次加工和系统
工程的配套，扩大综合生产能力;要革新工艺，革新技术，革新设备，把老
装置开出新水平;要发展加氢技术，发展新型催化剂和添加剂，全面提高产
品质量，增加品种;要开展综合利用，大搞三次加工，增产有机化工原料;要
充分利用热能，大力降低消耗，各项经济技术指标要创出新水平;要治理“三
废”，保护环境，为实现赶超世界先进水平而奋斗。
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二设计方案的选择
2.1工艺设计的原则
工艺流程设计是工艺设计的核心，在整个设计中，设备选型、工艺计算、设备布置等工作都与工艺流程有直接关系。
只有流程确定后，其他各项工作才
能展开，工艺流程设计设计各个方面，而各个方面的变化又反过来影响工艺流程设计，设置使流程发生较大的变化。
因此，工艺流程设计是动手最早，而往往结束最晚。
流程设计的主要任务包括两个方面：
一是确定生产流程中各个生产过程的具体内容、顺序和组合方式；二是绘制工艺流程图，要求以图解的形式表示生产过程中，当原料经过各个单元操作过程得到产品时，物料和能量发生的变化及其流向，以及采用了哪些化工过程和设备，再进一步通过图解形式表示出化工管道流程和计量控制流程。
选型和工艺设计的原则如下：
⑴合理性
即设备必须满足工艺一般要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条
件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。
⑵先进性
要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽
可能的达到先进水平。
⑶安全性
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要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。
对工艺和建筑，地基、
厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，尽量避免高温高压操作，尽
量不用有毒有害的设备附件附料。
⑷经济性
设备投资省，易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费用减
少。
引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，考虑是否易于被国内
消化吸收和改进利用，避免盲目性。
总之，在设备的设计及选型中，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性的原则，审慎的研究，认真的设计。
2.2精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔
设备，首先必须要能使气、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：
（１）气、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。
（２）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、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。
（３）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。
（４）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
（５）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
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（６）塔内的滞留量要小。
2.2.1板式塔类型：
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式
塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根
据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔
板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别
是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了
大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹
塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔
板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
2.2.2筛板塔：
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
（１）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。
（２）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
（３）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
（４）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
（１）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
（２）操作弹性较小（约2～3）。
（３）小孔筛板容易堵塞。
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2.2.3浮阀塔：
浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和
泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调
节，使气缝速度稳定在某一数值。
这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、
压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。
但在处理粘稠度大的物料
方面，又不及泡罩塔可靠。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程
中。
塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。
国外浮阀塔径，大者可达
10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。
浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：
（１）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板
塔。
（２）操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性
要大得多。
（３）塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
2
（４）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m。
（５）液面梯度小。
（６）使用周期长。
粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
（７）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的
120～130％
据此本课程设计选取浮阀塔。
2.3设计方案确定
2.3.1操作条件的确定：
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确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些
操作指标。
本设计的操作压力为235.5kpa。
塔顶设置冷凝器，塔底设置再沸
器。
2.3.2进料状态：
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
在实际
的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔
中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。
此
外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方
便。
本设计采用泡点进料。
2.3.3加热方式：
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。
有时也可采用直
接蒸汽加热。
若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较
大，便可采用直接蒸汽加热。
直接蒸汽加热的优点是：
可以利用压力较低的蒸
汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。
这样，可节省一些
操作费用和设备费用。
然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶
液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组
分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。
本设计采用间接加热方式。
下图是工艺装置原则流程图：
三脱烷烃精馏塔工艺计算
3.1全塔物料平衡计算
3.1.1原始数据获取：
表3-1原料各组分数据汇总
处
理量200kmol/h
项
目
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组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
进料组成
0.4
0.2
0.15
0.25
（摩尔分数）
分离要求
l95%
h90%
进料条件
泡点进料，P=235.5kp
3.1.2
清晰分隔物料衡算：
根据题意得：
正戊烷为轻关键组分，正己烷为重关键组分。
由清晰分割法
计算:
dl
l
fl
Wl
fl
dl
Wh
h
fh
dh
fh
Wh
l
1
c
D
dl
dh
fi
WWl
Wh
fi
i
1
h
1
l
95%
h
90%
dl
80
95%
76
Wl
80
76
4
Wh
40
90%
36
dh
4036
4
D
76
450
130
w
4
36
30
70
表3-2
清晰分割物料衡算计算结果汇总
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XFi
0.25
0.4
0.2
0.15
Fi
50
80
40
30
Di
50
76
4
0
130
Wi
0
4
36
30
70
XDi
0.3846
0.5846
0.0308
0
XDi
0
0.0571
0.5143
0.4286
3.1.3用泡点方程计算塔底温度：
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初设tw110℃，由K-P-T图查得各组分的ki值，计算得
c
kiXi1.06581，表明原假设温度偏高，按下表3-3计算结果可知汽相量最
i1
大的是正己烷，由公式得：
kc6,1
1.3
1.2
kc6,2c
1.0658
ki
Xi
i1
1
由K-P-T图按P=235.5KP,kc6,2
1.2查得t=107℃，再求得各组分相平衡常
数值，计算结果如下表
3-3：
表3-3
泡点方程计算塔底温度结果
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XWi
0
0.0571
0.5143
0.4286
ki
6.4
2.6
1.3
0.58
110℃
kiXwi
0
0.1486
0.6686
0.2486
1.0658
ki
6.2
2.5
1.2
0.54
107℃
0
0.1429
0.6172
0.2314
0.9915
kiXwi
c
c
在所设的107℃条件下，
kiXi
0.9915，|
kiXi1|
0.01，符合要求。
i
1
i
1
∴塔底温度为107℃。
3.1.4用露点方程计算塔顶温度：
因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。
初设tD56℃，由K-P-T图查得各组分的ki值，计算得
c
XDi/ki1.03041，表明原假设温度偏低，按下表3-4计算结果可知液相量
i1
最大的是正戊烷，由公式得：
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c
0.78
kc5,2kc5,1
XDi/ki
0.8
i
1
11.0304
由K-P-T图按P=235.5KP,kc5,2
0.8查得t=57℃，再求得各组分相平衡常
数值，计算结果如下表
3-4：
表3-4
露点方程计算塔顶温度结果
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XDi
0.3846
0.5846
0.0308
0
ki
2.2
0.78
0.29
0.11
56℃
0.1748
0.7495
0.1061
0
1.0304
XDi
/ki
ki
2.3
0.8
0.3
0.12
57℃
0.1672
0.7308
0.1026
0
1.0006
XDi
/ki
c
c
在所设的57℃条件下，
XDi
/ki1.0006，|
（XDi/ki）1|
0.01，符合要
i
1
i
1
求。
∴塔顶温度为57℃。
3.1.5不清晰分割验证：
求以重关键组分nC60为对比组分的各组分的平均相对挥发度，用泡点方
程计算列表如下：
表3-5
各组分平均相对挥发度
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
kDi
2.3
0.8
0.3
0.12
ihD
7.667
2.667
1
0.4
kwi
6.2
2.5
1.2
0.54
ihW
5.167
2.083
1
0.45
ihihDihw
6.294
2.357
1
0.4243
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代入汉斯特别克公式，得到：
lgd
lg4
lgih
lg76
lg4
wi
36lg2.357
4
36
=
0.9542
6.0lg
ih
分别将各组分的平均相对挥发度
ih代入上式求得（d
）i，进一步求得di，
w
wi，XDi，Xwi。
列表如下：
表3-6
di，wi，XDi，Xwi计算结果
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
ih
6.294
2.357
1
0.4243
d
3
1
-4
6.9×10
19
6.5×10
wi
9
Fi
50
80
40
30
Di
49.9928
76
4
0.0195
130.0123
Wi
7.2×10-3
4
36
29.9805
69.9877
XDi
0.3845
0.5846
0.0308
0.0001
XWi
0.0001
0.0571
0.5144
0.4284
由上表数据可知：
76
95%
36
l
80
h
90%符合要求。
40
设塔底温度为107℃，列表计算如下：
表3-7
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XWi
0.0001
0.0571
0.5144
0.4284
1.0000
ki
1.2
2.5
1.2
0.54
kiXwi
0.00012
0.1429
0.6172
0.2314
0.99162
∴塔底温度为107℃正确。
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设塔顶温度为57℃，列表计算如下：
表3-8
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XDi
0.3845
0.5846
0.0308
0.0001
1.0000
ki
2.3
0.8
0.3
0.12
XDi/k
0.1672
0.7308
0.1026
0.0008
1.0014
∴塔顶温度为57℃正确。
3.1.6用泡点方程计算进料温度：
设进料温度为tF=60℃，由K-P-T图查得各组分的ki值，计算得
c
kiXFi0.85951，表明原假设温度偏低，按下表3-9计算结果可知汽相量
i1
最大的是nC40，由公式得：
kc,2
kc4,1
1.8
2.2
c
0.8595
4
ki
XFi
i1
1
由K-P-T图按P=235.5KP,kc6,2
2.2查得t=62℃，再求得各组分相平衡常
数值，计算结果如下表
3-9：
表3-9
泡点方程计算进料温度结果
组分i
nC40
nC50
nC60
nC70
XFi
0.25
0.4
0.2
0.15
60℃
ki
1.8
0.82
0.31
0.13
kiXFi
0.45
0.328
0.062
0.0195
0.8595
62℃
ki
2.2
0.88
0.34
0.14
kiXFi
0.55
0.352
0.068
0.035
1.005
c
c
在所设的62℃条件下，
kiXFi
1.005，|
kiXi1|
0.01，符合要求。
i1
i
1
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∴进料温度为62℃.
3.2用芬克斯方程计算最少理论塔板数
lh2.236
Xl
Xh
0.5
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