化工原理课程设计................正戊烷和正己烷

课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计

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

目录

前言 (5)

1.概论

1.1 设计目的 (5)

1.2 塔设备简介 (6)

2.流程简介.................. 错误！未定义书签。

3.工艺计算 (7)

3.1物料衡算 (8)

3.2理论塔板数的计算 (9)

3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9)

3.2.2 q线方程 (9)

3.2.3平衡线 (10)

3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11)

3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11)

3.2.6操作线方程 (12)

3.2.7逐板法求理论板 (11)

3.2.8实际板层数的求取 (13)

4.塔的结构计算 (13)

4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13)

4.1.1平均温度t

(13)

m

4.1.2平均摩尔质量 (14)

(15)

4.1.3平均压强p

m

4.1.4平均密度 (15)

4.1.5液体的平均粘度 (17)

4.1.6液相平均表面张力 (18)

4.2塔高的计算 (18)

4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18)

4.2.2塔径 (19)

4.2.3 塔径的圆整 (21)

(21)

4.2.4塔截面积A

T

4.2.5实际空塔气速u (21)

4.3精馏塔有效高度的计算 (22)

5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22)

5.1溢流装置计算 (22)

5.1.1堰长l

w

(22)

5.1.2溢流堰高度h

w

溢流堰高度计算公式 (22)

5.1.3弓形降液管宽度W

d 及截面积A

f

(23)

5.1.4降液管底隙高度h

(24)

5.2塔板布置筛板数目与排列 (24)

5.2.1塔板的分块 (24)

5.2.2边缘区宽度确定 (25)

5.2.3开孔面积的计算 (25)

5.2.筛孔计算及其排列............................ 错误！未定义书签。

6.筛板的流体力学验算 (24)

6.1气相通过筛板塔板的压降..................... 错误！未定义书签。4 6.1.1干板电阻 hc .. (26)

6.1.2板上充气液层阻力h

1

(26)

6.2、液泛验算 (26)

6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h

p

(27)

6.2.2液体通过降液管的压头损失h

D

， (27)

6.2.3板上液层高度，取h

L

=0.05m .................. 错误！未定义书签。

6.3液沫夹带 (27)

6.4漏液的验算 (27)

7.塔板负荷性能图 (27)

7.1漏液线 (27)

7.2液沫夹带线 (28)

7.3液相负荷下限线 (28)

7.4液相负荷上限 (28)

7.5液泛线 (29)

8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32)

9.塔附件设计 (33)

9.1 接管—进料管 (331)

9.2 法兰 (34)

9.3筒体与封头 (34)

9.3.1筒体 (34)

9.3.2封头 (34)

9.4 人孔 (34)

9.5冷凝器 (35)

9.6再沸器 (335)

10.参考书目 (36)

11.总结 (34)

指导教师评语 (35)

前言

化工原理课程设计是高等学校的一门专业必修课,通过本课程学习,有利于

培养学生的独立工作、独立思考和运用所学知识解决实际工程技术问题的能力,是提高学生综合素质,使大学生向工程师转化的一个重要的教学环节。

蒸馏单元操作自古以来就在工业生产中用于分离液体混合物。它是利用液体混合物中各组分的挥发度不同进行组份分离的，多用于分离各种有机混合液，蒸馏有许多操作方式，按有没有液体回流，可分为有回流蒸馏与无回流蒸馏，有回流的蒸馏称为精馏。本次设计的要求是要设计正戊烷—正己烷常压精馏塔设计，用以分离正戊烷—正己烷的混合液。

此次设计在老师的指导下进行，运用学过的基础知识，锻炼自己设计生产设备的能力。此次设计加深了我们对精馏操作的认识，锻炼了我们阅读化工原理文献并且搜集资料的能力，同时液培养了我们独立思考问题、分析问题、解决问题的能力，也培养了我们相互协作的能力，为今后实际工作的应用打好了基础。

由于设计者的水平有限，所设计的方案之中难免有不妥之处，希望老师给予批评指正。

1.概述

1.1 设计目的

蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工

生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识来解决实际化工问题的能力,做到能充分的运用自己所学的知识和全面掌握精馏的原理及实质；掌握化工设计的基本程序和方法；学会查阅技术资料、选用公式和数据；用简洁文字和图表表达设计结果；用CAD制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。同时也是一个能力的锻炼过程。

1.2 塔设备简介

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。

塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。

最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；

5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

在本设计中我使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。

筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。

它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约2～3）。

2.流程简介

图1-1.精馏过程流程图

3 . 工艺计算

图2-1.全塔物料衡算图3.1物料衡算

进料浓度为X

F =0.69（mol%）,X

D

=0.97(mol%) ,

X

W

=0.05（mol%）

正戊烷的摩尔质量 M

A

=72kg/kmol

正己烷的摩尔质量 M

B

=86kg/kmol

则M

F

=72×0.69+86×0.31= 76.34kg/kmol

M

D

=72×0.97+86×0.03=72.42kg/kmol

M

W

=72×0.05+86×0.95 =85.3kg/kmol

F= 30000T/y=30000000/(M

F×

24*330)=49.62Kmol/h 由 F=D+W

FX

F =DX

D

+WX

W

得：D=34.52Kmol/h

W=15.1 Kmol/h

式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量

W------塔底产品量

3.2理论塔板数的计算

3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图，如下:

表3-1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系

3.2.2 q线方程

进料热状态认为是饱和液体进料，所以：q=1

q线方程：一条垂直于x轴的直线即x=0.69

3.2.3平衡线

表3-2 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系

查表3-2并计算精馏段A物质的蒸汽压：

P

A，精

159400115100

115100(42.4540)125953.5

10

-

=+-=

查表3-2并计算精馏段B物质的蒸汽压：

P

B，精

5403037250

37250(42.4540)41361.1

10

-

=+-=

查表3-2并计算全塔A物质的蒸汽压：

a 152577.8kP )

4048.46(10

115100

159400115100)(10=--+=--+

=下下上下t t p p p p A 查表3-2并计算全塔B 物质的蒸汽压：

a 51445.88kP )

4048.46(10

37250

5403037250)(10=--+=--+

=下下上下t t p p p p B 计算精馏段相对挥发度αj ：

125953.5 3.0541361.1

A j

B p p α=

== 计算全塔相对挥发度α：

88

.514458

.152577=

α=2.96

相平衡方程 2.4751(1)1 1.475x x y x x αα=

=+-+ 解得y

y

x 96.196.2-=

3.2.4求最小回流比及操作回流比

根据y

y

x 96.196.2-=

和q 线方程：x=0.69 解得：x p =0.69 , y p =0.869 故最小回流比为 R m in =p

p p D x y y x --=

69

.0869.0869

.097.0--=0.564

取操作回流比R=1

3.2.5求精馏塔的气、液相负荷

L=R ×D=1× 34.52=34.52(kmol/h)

V=(R+1)D=(1+1)×34.52=69.04（kmol/h ） L'=L + F=34.52+49.62=84.14(kmol/h)

V'= V=69.04（kmol/h ）

3.2.6操作线方程

精馏段操作线方程为 D

x x y V D V L +==0.5x+0.485

提馏段操作线方程为 W

x V W x V y ''''L '-==1.22x-0.011

用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算

1D y x = = 0.97 1

1

196.196.2y y x -=

=0.916

y 2=0.5x 1+0.485=0.943 2x =0.848

3y =0.909， 3x =0.788 4

y =0.879， 4

x =0.729 5y =0.849，

5

x =0.655

6y =0.812， 6x =0.593 7y =0.781 7x =0.546 8y =0.758 8x =0.514 9y =0.742 9x =0.492<0.5 因此第9块板为进料板,

故精馏段理论板 n=8，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算

10y =1.22×x 9-0.011=0.589 10x =0.347

11y =0.412,

11

x =0.206

12

y =0.240, x 12=0.105

13

y =0.117

13

x =0.043< X W =0.05

所以提留段理论板 n=10（包括塔釜）

3.2.8实际板层数的求取

在全板塔效率为55%的情况下计算： 精馏段实际板层数 NP 精=8/0.55=14.5≈15 提留段实际板层数 NP 提=10/0.55=18.2≈19 实际是在第15块塔板进料的

总实际板层数 NP= NP 精+ NP 提=34

4.塔的结构计算

4.1混合组分的平均物性参数的计算 4.1.1平均温度t m

在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（t d ）、加料板处温度（t f ），精馏段温度（t 1）。根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，由不同部位的含量在图中查得塔顶及加料板处的温度并计算精馏段的平均温度。

图4-1 汽液相平衡图

绘制汽液相平衡图如图二可得以下温度： 塔顶温度： t D =36.72 0C 塔釜温度： t w =63.80 0C 加料板温度：t F =42.6 0C

故精馏段平均温度：-

1t =39.66 0C x 1=0.84 ,y 1=0.99 故提馏段均温度为：2-t =53.2 0C x 2=0.36 ,y 2=0.62

4.1.2平均摩尔质量

1. 塔顶汽液混合物平均摩尔质量：

M VDM = X D ×M 轻组分+（1－X D ）×M 重组分

= 0.97×72 +（1-0.97）×86=72.42kg/kmol/

M LDM = x 1×M 轻组分+（1－x 1）×M 重组分

= 0.916×72+(1-0.916)×86=73.176kg/kmol 2.进料板的平均分子量

进料板对应的组成X n 为x9=0.492和y n 为y9=0.742

M VFM = y n ×M 轻组分+（1－y n ）×M 重组分

=0.742×72+(1-0.742)×86=75.612kg/kmol

M LFM = X n ×M 轻组分+（1－X n ）×M 重组分

=0.492×72+(1-0.492) ×86=79.112kg/kmol

3.塔底的平均分子量（y w 为与x w 平衡的气相组成） x w =

w

w

y y 69.169.2- ,x w =0.05

y w =0.124

M VWM = y w ×M 轻组分+（1－y w ）×M 重组分

=0.124×72+(1-0.124)×86=84.264kg/kmol

M LWM = x w ×M 轻组分+（1－x w ）×M 重组分

=0.05×72+(1-0.05)×86=85.3kg/kmol

4.精馏段、提馏段的平均分子量

精馏段平均分子量

M m v ,=(72.42+75.612)/2=74.016kg/kmol

M m l , =(73.176+79.112)/2=76.144kg/kmol

提馏段平均分子量

M m v ,=(84.264+75.612)/2=79.938kg/kmol M m l ,=(85.3+79.112)/2=82.206kg/kmol

4.1.3平均压强p m

塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa

进料板： P F =105.33+0.7×15=115.83KPa

精馏段平均压强： P m =（105.33+115.83）/2=110.58 KPa 取每层塔板的压降0.7KPa

塔底压强： P F =(105.33+0.7×34)=129.13KPa

提馏段平均压强：P 'm =(110.58+129.13)/2=119.855KPa

4.1.4平均密度

表4-2 各组分的液相密度与温度的关系

kPa

33.105433.101P =

+=D

（1）气相平均密度 : 由理想气体状态方程计算，即

m

m

v m m v RT M ,,ρρ=

精馏段气相密度：

ρ

m v ,=

m

m v m RT M p ,=

)

15.27366.39(314.8016

.7458.110+??=3.147㎏/m 3

提馏段气相密度：

ρ

m v ,=

m

m v m RT M p ,=

)

15.2732.53(314.8938

.79855.119+??=3.531㎏/m 3（2）液相平

密度 :

内插关系式： )(10

下下

上下t t --+

=ρρρρ

液相混合物密度：

B

B

A

A

a a ρρρ

+

=

1

其中，A a 、B a 分别为正戊烷（A ），正己烷（B ）组分的质量分率，A ρ 、B ρ分别为A ，B 纯组分的密度。 质量分数B

B A a a

A A M x M x M x ?+??=,α

塔顶易挥发组分质量分数a1＝

86

03.097.07297

.072?+??=0.964

进料易挥发组分质量分数a 2＝ 86

508.0492.072492

.072?+??=0.448

塔底易挥发组分质量分数a 3＝

86

95.05.07205

.072?+??=0.042

1. 塔顶液相平均密度:由t D =36.72℃

605.5616

()616(36.8630)608.79710

10dA t t ρρρρ--=+-=+

-=下

上下下3/m kg

638.9648.1

()648.1(36.8630)641.7910

10

dB t t ρρρρ--=+

-=+

-=下

上下下3/m kg

ρm D L ,,=

79

.641/036.0797.608/964.01

+=609.9㎏/m 3

2.进料板液相平均密度：21.49=F t ℃

65.595)4021.49(10

5

.6058.5945.605)(10下下上下=--+=--+

=t t p p p p FA 3/m kg 24.630)4021.49(10

9

.6385.6299.638)(10下下上下=--+=--+=t t FB

ρρρρ3/m kg

LFm ρ=

24

.630/552.065.595/448.01

+ =614.3 3/m kg

3．塔底液相平均密度： 由89.63=w t ℃

23.579)6089.63(107

.5832.5727.583)(10下下上下=--+=--+

=t t p p p p WA 3/m kg 19.616)689.63(10

620

2.610620)(10下下上下=--+=--+

=O t t WB ρρρρ3/m kg LFm ρ=

19

.616/958.023.579/042.01

+=614.5㎏/m 3

精馏液相平均密度ρm

l ,=(609.9+614.3)/2=612.1㎏/m 3

提馏液相平均密度ρ

m

l ,=(614.3+614.5)/2=614.4㎏/m 3

4.1.5液体的平均粘度

表4-3 各组分的粘度与温度的关系

1

t =39.66℃时

80

.625

66.3980.637.72550--=--A μ s mpa A .18.7=μ

54

.625

66.3954.610.72550--=--B μ s mpa B .17.7=μ

-

2t =53.2℃时

37

.7'50

2.5337.796.75075--=--A μ s mpa A .55.7'=μ

10

.7'50

2.5310.766.75075--=--B μ s mpa B .27.7=μ

s

mpa s

mpa .37.7)36.01(27.736.055.7.18.7)84.01(17.718.784.021=-?+?==-?+?=μμ

4.1.6液相平均表面张力

表4-4 各组分的表面张力与温度的关系

精馏段的平均温度1t

=39.66℃时的表面张力

16

20

66.391685.132040--=

--A σ m N A /m 88.13=σ

02

.1820

66.3902.1899.152040--=--B σ m N B /m 02.16=σ

m mN x x A A B A B A /18.1484

.002.16)84.01(88.1302

.1688.13L =?+-??=+=

σσσσσ

提留段的平均温度2.532=t ℃的表面张力

85.13'40

2.5385.1376.114060--=--A σ m N A /m 47.12'=σ

99

.15'40

2.5399.15228.134060--=--B σ

m

N B /m 17.14'=σm mN x x A A B A B A /02.1436

.017.14)36.01(85.1317

.1485.13'''''''L =?+-??=+=

σσσσσ

4.2塔高的计算

4.2.1最大空塔气速和空塔气速

① 精馏段的空塔气速为 V s =

s m VM m v m v /45.0147

.33600016

.7404.6936003,,=??=

ρ

L s =

s m LM m

l m l /0012.01

.6123600144

.7652.3436003,,=??=

ρ

C 由式子2.020)20/(σC C =求取，其中的C 20由上图查取，图中横坐标为

037.0)147

.31.612(360045.036000012.0)(21

21=???=l h h h V L ρρ 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.05m ，则 得H T —h L =0.45—0.05=0.4（m ） 查图得C 20=0.085

079.02018.14085.0202

.02

.020=?

?

?

???=?

?

? ??=σC C

s m C

Vm Vm Lm /10.1147

.3147.31.612079.0max =-=-=ρρρυ

取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6u max =0.6×1.10=0.66m/s ②提馏段的空塔气速为 V s

'

=s m M V m v m v /434.0531

.33600938.7904.6936003,'

,''=??=ρ L s

'

=s m M L m l m l /003.04

.6143600206

.8214.8436003,'

,''=??=ρ C 由式子2.020)20/(σC C =求取，其中的C 20由上图查取，图中横坐标为

0.093.531614.436000.43436000.003V L 2

12

1V2L2S2

S2

=???

?????=???

? ???ρρ 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.05m ，则 得H T —h L =0.45—0.05=0.4（m ） 查图得C 20=0.085