正庚烷正辛烷连续精馏塔设计综述.docx

1、正庚烷正辛烷连续精馏塔设计综述化 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 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

2、径.13（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）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

3、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： 气(汽)、液处理

4、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。 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

5、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： 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）塔板的

7、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

8、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=100.2050.98+114.2320.02=10

9、0.48kg/molMF=100.2050.25+114.2320.75=110.725kg/molMw=100.2050.03+114.232(1-0.03)=113.811kg/mol则可知：原料的处理量：F=(600001000)/(36524110.725)=61.86kmol/h根据易挥发组分物料衡算则有：FxF = DxD +WxW 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=101.3/4

10、4.58=2.272T=125.8时，PA=212.29KPa ， PB=101.3KPa。2= PA/ PB=212.29/101.3=2.096 则 =sqrt（12）=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)=(0.98-0.42)/(0.42-0.25)=3.29取操作回流比为：R=1.7Rmin=1.73.29=5.6c精馏塔的气、液相负荷L=RD=5.614.33=80.25

11、kmol/hV=(R+1)D=6.614.33=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/Vx+D/VxD=0.848x+0.148提馏段操作线：y=L/VxW/Vxw=1.503x-0.015有计算可得到下表： 项目塔板数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100.1820.327110.1380.259

12、120.0990.193130.0660.134140.0260.055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%=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+230.9=122(KPa)精馏段平均压力：Pm=

13、(101.3+122)/2=111.65(KPa)塔釜板压力： PW=101.3+370.9=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ABCMinMaxC7H166.027301268.115216.900-2120C8H186.048671355.126209.51719152C7H16 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

14、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 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 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

15、由xD=y1=0.98 ，x1=0.957 MVDm=0.98100.205+(1-0.98)114.232=100.48kg/mol MLDm=0.957100.205+(1-0.957)114.232=100.81kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.391， x1=0.228MVFm=0.391100.205+(1-0.391114.232=108.75kg/mol MLFm=0.228100.205+(1-0.228)114.232=111.03kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.055 ，x1=0.026MVFm=0.055100.205+(1-0.05

16、5)114.232=113.46kg/mol MLFm=0.026100.205+(1-0.026)114.232=113.87kg/mold. 精馏段平均摩尔质量 MVm=(100.48+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=(111.65104.62)/8.314

17、(273.15+109.42)=3.67kg/m3液相查tD=108.28时 A599.3kg/m3 B=631.1kg/m3 tF=110.57时 A592.1kg/m3 B=630.9kg/m3 塔顶液相的质量分率A=(0.228100.205)/( 0.228100.205+0.02114.232)=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=(0.202100.205)/(0.202100.205+0.798114.232)=0.230LFm=1/(0.2/599.3+0.8/631.1)=624.47kg/m3精

18、馏段液相平均密度为Lm=(600.00+624.47)/2=612.24kg/m3 平均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+0.21

19、9)/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=xiia. 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=0.9811.49+0.0222.53=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=0.20211.26+0.79822.549=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

20、/h ，V=94.58kmol/ha 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为VS=VMVm/3600Vm=(94.58104.62)/(36003.73)=0.7369m3/sLS=LMLm/3600Lm=(80.25105.92)/(3600611.77)=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(/20)0.2=0.064Umax

21、=0.817取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.80.817=0.4902m/s=1.38m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为At=0.7851.21.2=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）0.40=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

22、.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=2.84/1000E(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

23、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=0.06550.40/ 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/（lwuo）取uo=0.15m/s(一般取u0=0.070.25m/s。)则ho=0.00411/(0.980.15) =0.026m0.02m hw-ho

24、=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+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=D/2(WdWs)=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

25、。=35=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/（0.6810.101）=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（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