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《化工原理课程设
计》
院系：机械工程学院
专业班级：过控11-1班
学生姓名：李阳
指导教师：李雪斌
2014年1月13日
安徽理工大学课程设计（论文）任务书机械工程学院过控教研室
学号学生姓名李阳专业（班级）过控11-1 设计题
目
分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
设计技术参数料液种类：正戊烷-正己烷混合液
年处理量： 35000 吨
料液浓度： 55% （轻组分质量分数）
塔顶产品浓度：96%（轻组组分质量分数）
塔底釜液浓度：96%（重相组分质量分数）
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）
设备形式：筛板精馏塔
厂址：淮南地区
设
计要求
完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制设计说明书。
工
作
量
说明书总页数不少于25页
工
作
计
划
参
考
资
料
指导教师签
字
教研室主任签字
2013年12月16
日
安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表
课程设计题目：分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
指导教师评语：
成绩：
指导教师：
年月日
目录
第一章概述 (5)
1.1 设计原理 (6)
1.2 设计依据 (9)
1.3 技术来源 (9)
1.4 设计任务及要求 (9)
第二章筛板精馏塔工艺设计 (9)
2.1 正戊烷-正己烷加料方式 (9)
2.2 正戊烷-正己烷进料状态 (9)
2.3 正戊烷-正己烷冷凝方式 (10)
2.4正戊烷-正己烷加热方式 (10)
第三章筛板精馏塔设计 (10)
3.1 设计技术参数 (10)
3.1.1 物料的摩尔组成 (12)
3.1.2 平均挥发度的计算 (13)
3.1.3 平均温度的计算 (13)
3.1.4 平均混合物的黏度的计算 (14)
3.1.5 平均表面张力的计算 (15)
3.1.6 操作压力的计算 (15)
3.1.7 密度的计算 (16)
3.2 最小回流比及操作回流比的确定 (17)
3.3 进液流量F、馏出液流量D与釜液流量W的确定 (17)
3.3.1 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量 (18)
3.3.2 物料衡算 (18)
3.3.3 气液相体积流量衡算 (18)
3.4 理论塔板层数确定 (18)
3.5 全塔效率估算 (19)
3.6 实际操作中的塔板的数目 (20)
3.7 塔的尺寸设计 (20)
3.7.1 塔径设计 (21)
3.7.2 塔高设计 (23)
3.8 溢流装置 (24)
3.8.1 堰长 (24)
3.8.2 溢流堰高度 (24)
3.8.3 弓形降液管的宽度和横截面积 (24)
3.8.4 降液管底隙高度 (25)
3.9 塔板布置及浮阀数目与排列 (25)
3.9.1 塔板布置 (25)
3.9.2 浮阀数目与排列 (26)
3.9.3 浮阀数与开孔率 (27)
第四章塔板负荷性能图 (28)
4.1 雾沫夹带线 (28)
4.2 液泛线 (29)
4.3 液相负荷上限 (30)
4.4 漏液线 (31)
4.5 液相负荷下限 (31)
第五章筛板精馏塔管配设计 (32)
5.1 接管—进料管 (32)
5.2 法兰 (33)
5.3 筒体与封头 (33)
5.4 人孔 (33)
第一章概述
筛板精馏塔是化学工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、造
价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传
质效率高的优点。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式
穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为分散相，
液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。气体在
压差推动下，经均布在塔板上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出，
在每块塔板上皆贮有一定的液体，气体穿过板上液层时两相接触进行传质。
在生成的气相中，混合物的组成将发生改变，相对挥发度大的轻相在气相
中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富集，从而达到分离提纯
的目的。整个过程熵增为负，需外界提供能量。
在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为分离过程工艺设备,
在蒸馏、精馏、萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据
统计,在整个化工工艺设备总投资中塔设备所占的比重,在化肥厂中约为21%,石油炼厂中约为20一25%,石油化工厂中约占10。若就单元装置而论,
塔设备所占比重往往更大,例如在成套苯蒸馏装置中,塔设备所占比重竟
高达75.7%。此外,蒸馏用塔的能量耗费巨大,也是众所周知的。故塔设备
对产品产量、质量、成本乃至能源消耗都有着至关重要的影响。因而强化
塔设备来强化生产操作是生产、设计人员十分关心的课题。
精馏塔工艺流程图
1.1 设计原理
（1）精馏塔内气液两相的流动、传热传质
精馏装置主要有精馏塔、冷凝器与蒸馏釜组成。精馏塔有板式塔、填
料塔。
如图所示，原料从塔的中部附近的进料扳进入塔内，沿塔向下留到蒸馏釜。釜中液体别加热，蒸汽中易挥发组分的组成y大于液相中易挥发组分x蒸汽沿塔向上流动，与下降的液体接触，因气相温度高于液体温度，气相进行部分冷凝，同时把热量传递给液相，使液相部分汽化。因此易挥发组分从液相向气相传递。难挥发组分从气相向液相传递。结果上升气体中易挥发组分增多，下降液体中难挥发组分增多。由于在塔的进料扳以下
的塔段中，上升的气相从下降的液相中提出了易挥发组分，故称为提馏段。
塔板上气液两相的传质与传热
如图组成关系式如下
其温度关系如下
液相组成越向上浓度越大，气相中易挥发成分也是越向上越多，温度者相反，是越想温度越大。
回流的作用
由上的讨论可知，精馏过程需要气液两相逐板接触，气相进行多次部分冷凝，同时液相进行多次汽化，是混合物中的气液两相之间进行传热和传质，已达到两组分的分离。
为此，需要塔顶液体回流以及塔底蒸馏釜的上升蒸汽。他们为塔板上气液两相进行部分冷凝和部分汽化提供所需要的热量和冷量，这是保证精馏操作的必要条件。
1.2 设计依据
依据于教科书中设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.3 技术来源
目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。
1.4 设计任务及要求
完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制设计说明书
第二章筛板精馏塔工艺设计
完成精馏塔从入料到出料的整个过程的操作工况与处理情况，并有选择的选择某些加热和冷凝方式，使其整个工艺更加节能、环保、高效率、低成本、高产出率等。
2.1 正戊烷-正己烷加料方式
加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料方式，本次加料可选泵加料。泵和自动调节装置配合控制进料。原料从塔的中部附近的进料扳进入塔内。
2.2 正戊烷-正己烷进料状态
进料方式一般有冷液进料，泡点以下的饱和液体、温度介于泡点和露点之间的汽液混合物进料、露点以下的饱和蒸汽、温度高于露点的过热蒸汽进料等。
饱和液体进料对塔操作方便，不受季节气温影响。
饱和液体进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。
由于饱和液体进料时，塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用饱和液体进料。
2.3 正戊烷-正己烷冷凝方式
选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。
2.4正戊烷-正己烷加热方式
采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。
第三章筛板精馏塔设计 3.1 设计技术参数
料液种类：正戊烷-正己烷混合液
年处理量：35000吨
料液浓度：55% （轻组分质量分数）
塔顶产品浓度：96%（轻组组分质量分数）
塔底釜液浓度：96%（重相组分质量分数）
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）
设备形式：筛板精馏塔
正戊烷—正己烷的参数如下
表3.1 组分的饱和蒸汽压Pio (mmHg)
温度（℃）
3
6.1
4
4
5
5
5
5
6
6
5
6
8.7
P io 正
戊烷
1
01.33
1
15.62
1
36.05
1
59.16
1
85.18
2
14.35
2
46.89
2
73.28
正己烷
3
1.98
3
7.26
4
5.02
5
4.05
6
4.66
7
6.36
8
9.96
1
01.33
x
1
.82
.62
.45
.31
.18
.07
y
1
.93
.83
.71
.57
.38
.17
表3.2 组分的液相密度ρ（kg/m3）
温度
（℃）
20 40 60 80 100
ρ
正
戊烷
626.
2
605.
5
583.
7
560.
3
535.
0 正
戊烷
657.
2
638.
9
620 600.
2
579.
3
表3.3 表面张力()
温度（℃）0 2
4
6
8
1
00
正戊烷
1
8.20
1
6.00
1
3.85
11
.76
9.
719
7.
752
正己烷
2
0.10
1
8.02
1
5.99
1
3.23
1
2.06
1
0.18 表3.4 混合物的粘度（mpa.s）
温度
（℃）
0 25 50 75 100
正
戊烷
6.23 6.80
7.37 7.96
8.50
正
己烷
6.00 6.54
7.10 7.66
8.20 3.1.1 物料的摩尔组成
进料F
馏出液D
釜液W
3.1.2 平均挥发度的计算
tD =36.84℃时
33
.1011
.3684.3633.10162.1151.3640o
--=--A P
tW=66.16℃时
89
.246'65
16.6689.24626.273657.68o
--=--A P
96
.8965
16.6696.8933.101657.68'o --=
--B P
92.273.2155.321=?==ααα
3.1.3 平均温度的计算
利用表1中的数据由拉格朗日插值可求得tF 、tD 、tW. tF: tF=45.76℃ tD: tD =36.84℃ tW: tW=66.16℃ 精馏段的平均温度：
= =41.3℃
提镏段的平均温度：
℃
=41.3℃时的x1及y1
℃时的x2及y2
3.1.4 平均混合物的黏度的计算
℃时
s mpa s mpa .43.7)29.01(51.729.023.7.11.7)768.01(91.617.7768.021=-?+?==-?+?=μμ
3.1.5 平均表面张力的计算
精馏段的平均温度时的表面张力
m
mN x x A A B A B A /146.14768.081.15)768.01(71.1381
.1571.13m =?+-??=+=
σσσσσ
提留段的平均温度℃的表面张力
m
mN x x A A B A B A /18.1429.017.15)29.01(23.1217
.1523.12'''''''m =?+-??=+=
σσσσσ
3.1.6 操作压力的计算
取压力降为0.7kPa
塔顶操作压力（绝对压力） k P a 325.1054325.101=+=D P
塔板压降
进料板压力（由下可知 13.725k P 1217.0325.105=?+=F P 精
馏
段
平
均
压
力
109.525kPa 2/)725.11305.3251(1=+=m P
塔底操作压力
a k 725.1207.012325.112'w P P =?+=
提馏段平均压力 k P a 525.1162/)725.120325.112(2=+=m P
3.1.7 密度的计算
已知：混合液密度： (质量分率，为平均相对分子质量)，不同温度下正戊烷和正己烷的密度见表2.
混合气体密度：
精馏段： =41.3℃时，液相x1=0.768气相y1=0.90
液相：kmol /kg 896.639.0186768.0721=-?
+?=）（ML 气相：kmol /kg 752.84)768.01(869.0721=-?+?=MV 提留段：℃时，液相x2=0.29气相y2=0.53
液相：kmol /kg 3.61)53.01(8629.072'1=-?+?=ML 气相：kmol /kg 22.99)29.01(8653.072'1=-?+?=MV 时
精馏段气相平均密度
精馏段
3
1111m /kg 55.3)15.2733.41(314.8752
.84525.109=+??==
m Vm m Vm RT M p ρ
提留段平均气相密度
32222116.52599.22 4.23kg /m 8.314(55.96273.15)
m Vm Vm m p M RT ρ?=
==?+
精馏段液相平均密度
3
11
/03.64188
.641768
.0193.608]86)768.01(72768.0/[72768.01
m kg L L =-+
?-+??=
ρρ
提留段的液相平均密度
3
L22
L /16.64547
.63329
.0124.599]86)29.01(7228.0/[7229.01
m kg =-+
?-+??=
ρρ
3.2 最小回流比及操作回流比的确定
由于饱和液体进料， 0.594
带入公式 其中a 为平 均相对挥发度 a 取2.92 得 =0.81 可取回流比为 R=2x=2x0.722=1.444
3.3 进液流量F 、馏出液流量D 与釜液流量W 的确定
塔顶产品产量：要求年产量3.5万顿，出去每年的设备维护及放假时间，每年按330天的工作日计算，连续操作，每天24小时，日产量为106.061顿
3.3.1 原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量
kmol /kg 328.8586)012.01(72012.0kmol /kg 476.7286)966.01(72966.0kmol /kg 684.7786)594.01(72594.0=?-+?==?-+?==?-+?=W D F M M M
3.3.2 物料衡算
106.061x1000
W 51.79k /2485.328mol h
=
=?
由物料平衡方程得 F=127.8kmol/h D=76.01kmol/h V=185.77kmol/h