攀枝花学院
化工原理课程设计
说明书
题目：50000吨/年苯~甲苯混合液
筛板(浮阀)精馏塔设计
年级2008
专业
设计者姓名张三
指导教师
设计成绩
完成日期年月日
1
攀枝花学院
化工原理课程设计任务书
设计者：张三班级：
指导教师：
设计时间：2010年月日至月日
一、设计任务
设计题目：苯—甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计
给定条件：
原料液：组成：52%（苯质量分率）
处理量：50000t/a
馏出液：组成：98.5%（苯质量分率）残液：组成：2％（苯质量分率）
塔顶压强：4 kpa（表压）
单板压降不超过0.7kPa
二、设计内容：
（一）设计说明书一份，其内容包括：
（1）说明书封面
（2）设计任务书
（3）目录
（4）工艺流程选择论证及说明，流程图
（5）主要设备的设计
塔板数、塔径、塔板结构元件
（6）主要辅助设备的选用与计算
原料预热器、塔顶冷凝器
（二）绘制工整的设备结构图
2
3
目 录
1 概述 (5)
1.1 设计依据 ...................................................................................................................... 5 1.2 技术来源 ...................................................................................................................... 6 1.3 设计任务及要求 .. (6)
2 正戊烷—正己烷精馏塔设计 (6)
2.1 塔型选择 ...................................................................................................................... 6 2.2 操作条件的确定 ........................................................................................................... 7 2.3 进料状态 ...................................................................................................................... 7 2.4 加热方式 ...................................................................................................................... 7 2.5 热能利用 . (7)
3 有关的工艺计算 (7)
3.1 精馏塔的物料衡算 ....................................................................................................... 7 3.2 塔板数的确定 ............................................................................................................... 8 3.3 实际板层数的求取 . (9)
4 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)
4.1 操作压力计算 ............................................................................................................. 10 4.2 操作温度计算 ............................................................................................................. 10 4.3 平均摩尔质量计算 ..................................................................................................... 11 4.4 平均密度计算 ............................................................................................................. 12 4.5 液体平均表面张力计算............................................................................................ 13 4.6 液体平均粘度计算 (14)
5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (15)
5.1 塔径的计算 ................................................................................................................ 15 5.2 精馏塔有效高度的计算 (17)
6 塔板主要工艺尺寸的计算 (17)
6.1 溢流装置计算 ............................................................................................................. 17 6.2 塔板布置 .. (19)
7 浮阀塔板流体力学验算 (22)
7.1 塔板压降 ···················································································································· 22 7.2 雾沫夹带量 ················································································································ 24 7.3 降液管内液面高度
d H ·
(25)
7.4 漏液 (27)
7.5 液体在降液管内的停留时间及流速 (27)
8 塔板的负荷性能图 (29)
8.1 精馏段 ........................................................................................................................ 29 8.2提馏段 . (31)
9 浮阀塔的辅助设备 (35)
9.1配管 ............................................................................................................................. 35 9.2辅助设备 (36)
10 塔体的初步设计 (37)
10.1筒体的设计 (37)
10.2封头的设计 (38)
10.3人孔 (38)
10.4塔高H（不包括封头、裙座） (38)
4
1 概述
正戊烷、正己烷均是石油的组分之一。也可从轻石脑油中分离出正戊烷、正己烷。正戊烷可作溶剂、萃取剂、Brillouin散射激发媒介和反应介质，制造人造冰、麻醉剂，合成戊醇、异戊烷等，同时由于它在常温下具有很高的凝固压力，因此被广泛地用于高压实验中的传压介质。例如：正戊烷发泡法制备多孔碳泡沫材料和用于浸出大豆油。正己烷可用于有机合成，用作溶剂、化学试剂、涂料稀释剂、聚合反应的介质等。例如：高纯度正己烷主要是作为医药合成反应的稀释剂和高级溶剂，如制备乙酰氧乙酯等甾族类、激素类、头孢类等无菌级药物，均使用正己烷作助溶剂。随着国内外制药工程、生物基因工程和相关领域的快速发展，高纯度正己烷市场需求在未来几年内将大大增加，市场前景广阔。也可用于浸出大豆油。
塔设备是最常采用的精馏分离装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。
1.1 设计依据
主要基础数据
(1)正戊烷和正己烷的物理性质
项目分子式分子量M 沸点，℃临界温度tc，℃临界压强Pc，kPa 正戊烷C5H1272.15 36.1 196.4 3370
正己烷C6H1486.17 68.7 234.8 3090
(2)常压下正戊烷和正己烷的蒸汽压
温度，℃P O A mmHg P O B mmHg
40 115.8 37.26
50 159.16 54.04
55 185.18 64.44
60 214.2 76.36
(3)正戊烷和正己烷的液相密度ρL
温度℃20 40 60 80
正戊烷kg/m3626.2 605.5 583.7 560.3
5
正己烷kg/m3657.2 638.9 620 600.2
(4)液体表面张力σ
温度℃20 40 60 80
正戊烷mN/m 16 13.85 6.399 9.719
正己烷mN/m 18.02 15.99 8.028 12.06
(5)液体粘度μL
温度℃20 40 60 80
正戊烷mPas 0.234 0.199 0.172 0.151
正己烷mPas 0.637 0.48 0.377 0.306
1.2 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。
1.3 设计任务及要求
原料：正戊烷—正己烷溶液，年处理量100000吨
正戊烷含量：44%(质量分数，下同)
设计要求：塔顶的产品浓度98%
塔底的产品浓度不高于2%
20C
冷却水温度：O
饱和水蒸汽压力：0.25MPa
设备型式：浮阀塔
2 正戊烷—正己烷精馏塔设计
2.1 塔型选择
根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，产品流量为15906kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。
6
7
2.2 操作条件的确定
由于正戊烷—正己烷体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。 其中塔顶压力为 4kPa 塔底压力 [40.7
]k
P N + 2.3 进料状态
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。
2.4 加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于正戊烷—正己烷系中，正戊烷是轻组分，正己烷由塔底排出，且正己烷的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。
2.5 热能利用
精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。
3 有关的工艺计算
3.1 精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 正戊烷的摩尔质量 72.15 k g /k m A M = 正己烷的摩尔质量 86.17 k g /k m
B M = 0.44/72.15
0.4840.44/72.150.56/86.17
F x =
=+
0.98/72.15
0.9830.98/72.150.02/86.17
D x ==+
0.02/72.15
0.0240.02/72.150.98/86.17W x ==+
8
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.48472.15(1-0.484)86.1779.38 kg/kmol F M =?+= 0.98372.15(1-0.983)86.1772.39 kg/kmol D M =?+= 0.02472.15(1-0.024)86.1785.83 kg/kmol W M =?+=
（3）物料衡算
原料处理量 8
110
159.06 k m o l /h
79.3833024
F ?==?? 总物料衡算 159.06D W =+
正戊烷衡算 159.0
60.4840.9830
D W ?=+ 联立解得 76.30 k m o D = 82.76 k m o l W = 3.2 塔板数的确定
（1）理论板层数T N 的求取 ①求最小回流比及操作回流比 相对挥发度： 2.96m α=
2.960.484
0.7351(1)1(2.961)0.484
F F F x y x αα?=
==+-+-?
饱和液体进料 故 最小回流比：
min 0.9830.735
0.990.7350.484
D q D F q q
F F x y x y R y x y x ---=
=
==---
操作回流比：
1.50.99 1.485R =?=
②求精馏塔的气、液相负荷
1.48576.30113.30 kmol/h L RD ==?=
(1)(1.4851)76.30189.61 kmol/h V R D =+=+?= '113.30189.61302.91 kmol/h L L F =+=+=
9
'189.61 kmol/h V V ==
③求操作线方程 精馏段操作线方程为
113.3076.300.9830.5980.402189.61189.61D L D y x x x x V V =
+=+?=+ 提馏段操作线方程为
1.4850.983
0.5980.39611 1.4851 1.4851
D x R y x x x R R =
+=+=+++++
④图解法求理论板层数 采用逐板计算法计算理论板层数
1D 0.983y x ==
1110.983
0.951(1) 2.96(2.961)0.983
y x y αα===----?
21 1.4850.9830.9510.96411 1.4851 1.4851
D x R y x R R =
+=?+=++++ 同理计算到10.484n F n x x x -≤=≤，得n 0.456x =，n 7=
再令'
1n 0.456x x ==
''21113.30159.0682.760.4560.024113.30159.0682.76113.30159.0682.760.666
W
L qF W
y x x L qF W L qF W +=
-+-+-+=?-?+-+-= '
'22
'
20.666
0.402(1) 2.96(2.961)0.666y x y αα===----? 同理计算到'0.024m W x x ≤=，得'
0.021m x =,7m =
故得总理论板数 -277-21T N m n =+=+= 进料板位置 7F N =（从塔顶第一块数起） 3.3 实际板层数的求取
奥康奈尔法求取全塔效率（公式出自贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计） 经验关联式：
10
0.24510.49()T E αμ-=
式中：T E —全塔效率；
α—塔顶、塔底平均温度下的相对挥发度；
1μ—进料液在塔顶、塔底平均温度下的粘度，单位：厘泊（cP ）（法定
计量单位为：?Pa s ，换算关系为：?-31cP=10Pa s ），可由式1i li
i
x μμ=∑计算；
i x —进料中组分i 的摩尔分率；
li μ—组分i 的液相粘度（cP ），取塔顶、底平均温度下的数值；
进料液在塔顶、塔底平均温度下的黏度：
10.4840.199(10.484)0.480.344i li i
x μμ==?+-?=∑
全塔效率 0.245
0.245
1
0.49()0.49(2.960.344)0.488
T E αμ--==
?=
精馏段实际板层数N 6/0.48812.2913==≈精 提馏段实际板层数N 6/0.48812.2913
==≈提
4 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1 操作压力计算
塔顶操作压力 101.3
4105.3
D P =+= 每层塔板压降 0.7 k P a P ?=
进料板压力 105.30.713114.
4F P =+?= 塔底操作压力 111.60.713
120
W P =+
?= 精馏段平均压力 (105.3114.4)/2109.9 kPa m P =+= 提馏段平均压力 (114.4120.7)/2117.55 kPa n P =+=
4.2 操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中正戊烷、正己
11
烷的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。 塔顶温度 O 37.07C D t = 塔底温度 O 68.78C W t = 进料板温度 O 58.09C F t = 精馏段平均温度 O
37.0758.09/2
47.58C
m t =+=（） 提馏段平均温度 O (68.7858.09)/26
3.44C n t =+=
4.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由10.983D x y == 故 1
11
0.983
0.951
(1) 2.96(2.96
1)0.983
y x y αα=
=
=----? 0.98372.15(1-0.983)86.1772.39 kg/kmol VDm M =?+?= 0.95172.15(1-0.951)86.1772.84 kg/kmol LDm M =?+?=
进料板平均摩尔质量计算 0.713F y = 0.456
F x = 0.71372.15(1-0.713)86.1776.17 kg/kmol VFm M =?+?= 0.45672.15(1-0.456)86.1779.78 kg/kmol LFm M =?+?=
塔底平均摩尔质量计算
0.060W y = 0.021
W x = 0.06072.15(1-0.060)86.1785.33 kg/kmol VWm M =?+?= 0.02172.15(1-0.021)86.1785.88 kg/kmol LWm M =?+?=
精馏段平均摩尔质量
(72.3976.17)/274.28 kg/kmol Vm M =+= (72.8479.78)/276.31 kg/kmol Lm M =+=
12
提馏段平均摩尔质量
(85.3376.17)/280.75 kg/kmol Vn M =+= (85.8879.78)/282.83 kg/kmol Ln M =+=
4.4 平均密度计算 （1） 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段：
3109.974.28
3.06kg /m 8.314(47.58273.15)
m Vm Vm m P M RT ρ?=
==?+ 提馏段：
3118.380.75
3.41kg /m 8.314(63.44273.15)
n Vn Vn n P M RT ρ?=
==?+
（2） 液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算（公式出自贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计），即
1//Lm i i a ρρ=∑
塔顶液相平均密度的计算
由37.07D t =℃，查化学化工物性数据手册得
3A 608.53 kg/m ρ=
3B 641.58 kg/m ρ=
31
609.16kg /m 0.98/608.530.02/641.58
LDm ρ=
=+
进料板液相平均密度的计算
由58.09F t =℃，查化学化工物性数据手册得
3A 585.78 kg/m ρ=
3B 621.81 kg/m ρ=
13
进料板液相的质量分率
0.45672.15
0.412
0.45672.150.54486.17
A a ?=
=?+? 3
1606.44k g /m 0.412/585.780.588/621.81
L F m ρ==+ 由O 68.78C W t =，查化学化工物性数据手册得
3A 573.43 kg/m ρ=
3B 611.31 kg/m ρ=
0.02172.15
0.0180.02172.150.97986.17
A a ?=
=?+?
3m
1
610.58kg /m 0.018/573.430.982/611.31
LW ρ==+ 精馏段液相平均密度为
3Lm (609.16606.44)/2607.80 kg/m ρ=+=
提馏段液相平均密度为
3Ln (606.44610.58)/2608.51 kg/m ρ=+=
4.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即
Lm i i x σσ=∑
塔顶液相平均表面张力的计算
由37.07D t =℃，查化学化工物性数据手册得
14.16 mN/m A σ= B 16.28 mN/m σ=
LDm 0.98314.160.01716.2814.20 mN/m σ=?+?=
进料板液相平均表面张力的计算
由58.09F t =℃，查化学化工物性数据手册得
A 7.11 mN/m σ=
B 8.79 mN/m σ=
14
LFm 0.4567.110.5448.798.02 mN/m σ=?+?=
塔底液相平均表面张力的计算
由68.78W t =℃，查化学化工物性数据手册得
A 7.86 mN/m σ=
B 9.80 mN/m σ=
LWm 0.0217.860.9799.809.76 mN/m σ=?+?=
精馏段液相平均表面张力为
Lm (14.208.02)/211.11 mN/m σ=+=
提馏段液相平均表面张力为
Ln (9.768.02)/28.89 mN/m σ=+=
4.6 液体平均粘度计算
m lg lg i i x μμ=∑
塔顶液相平均粘度的计算
由37.07D t =℃，查化学化工物性数据手册得
A 0.204 mPa s μ=?
B 0.503 mPa s μ=?
LDm lg 0.983 lg 0.2040.017 lg 0.503μ=+（）（）
解出 L D m 0.207 m P a s μ=? 进料板液相平均粘度的计算
由58.09F t =℃，查化学化工物性数据手册得
A 0.175 mPa s μ=?
B 0.387 mPa s μ=?
LFm lg 0.456 lg 0.1750.544 lg 0.387)μ=+（）（
15
解出 L F m 0.269 m P a s μ=? 塔底液相平均粘度的计算
由68.78W t =℃，查化学化工物性数据手册得
A 0.163 mPa s μ=?
B 0.346 mPa s μ=?
LWm lg 0.021 lg 0.1630.979 lg 0.346μ=+（）（）
解出 L W m 0.341 m P a s μ=? 精馏段液相平均粘度为
Lm 0.2070.269/20.238 mPa s μ=+=?（）
提馏段液相平均粘度为
Ln 0.3410.269/20.305 mPa s μ=+=?（）
5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1 塔径的计算
（1）精馏段的气、液相体流率为
3m m 189.6174.28
1.279m /s 36003600 3.06
V S V VM V ρ?=
==?
3m m 113.3076.30
0.0040m /s 36003600607.80
L S L LM L ρ?=
==?
由max u =.化工原理课程设计） 式中C 由式0.220(
)20
L
C C σ=计算，其中的20C 由史密斯关联图查取，图的横坐标为
1/21/2h h 0.00403600607.800.04411.2793600 3.06
L V L V ρρ?==?（）（） 取板间距0.45m T H =，板上液层高度L h 0.06m =，则
-0.45-0.060.39m T L H h ==
16
查史密斯关联图得 20C 0.084=
0.20.2
2011.11(
)0.084()0.07472020
L
C C σ===
m a x
06
0.07 1.047m /s u == 取安全系数为0.7，则空塔气速为
max 0.70.7 1.0470.733 m/s u u ==?=
1.491m D =
== 按标准塔径圆整后为 D 1.5 m = （2）提馏段塔的气、液相体流率为
'3189.6180.75
1.247m /s 36003600 3.41
Vn S Vn V M V ρ?===?
'3302.9182.830.0115m /s
36003600608.51
Ln
S Ln LM L ρ?===?
由max u =式中C 由式0.220()20
L
C C σ= 计算，其中的20C 由史密斯关联图查取，图的横坐
为
1/21/2h h 0.01153600608.510.12321.2473600 3.41
L V L V ρρ?==?（）（） 取板间距T H 0.45m =，板上液层高度L h 0.06m =，则
-0.45-0.060.39m T L H h ==
查史密斯关联图得 20C 0.076=
0.20.2
208.89(
)0.076(
)0.064620
20
L
C C σ===
max 0.861m/s u ==
取安全系数为0.7，则空塔气速为
17
max 0.70.70.8610.603 m/s u μ==?=
1.623m D =
== 按标准塔径圆整后为 D 1.7 m = 故
为方便设计，另全塔塔径D 1.7 m =（内径） 塔截面积为
2221.7 2.270m 4
4
T A D π
π
=
=
?=
实际空塔气速为 精馏段：
1.279
0.563m/s
2.270
u =
= 提馏段：
1.247
0.549m/s 2.270
u =
= 5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
11310.4 4.8m T Z N H =-=-?=精精（）（）
提馏段有效高度为
11310.4 4.8m T Z N H =-=-?=提提（）（）
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8 m 故精馏塔的有效高度为
0.8 4.8 4.80.810.4m Z Z Z =++=++=精提
6 塔板主要工艺尺寸的计算
6.1 溢流装置计算
因塔径 1.7 m D =，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （1）堰长W l
18
0.66W l D =（公式出自贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计）
0.66 0.66 1.7 1.122 m W l D ==?=
（2） 溢流堰高度W
h
由 -W L O W h h h = 选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式2/3
2.84()1000h OW W
L h E l =计算 近似取1E =，则 精馏段：
2/3
2.840.004036001()0.016m 1000 1.122OW h ?=
??= 提馏段：
2/3
2.840.011536001()0.031m 1000 1.122
OW h ?=
??= 精馏段：取板上清液层高度65 mm L h =
0.06-0.0160.049 m W h ==
提馏段：取板上清液层高度80 mm L h =
0.08-0.0310.049 m W h ==
（3）弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由
0.66W
l D
= 查弓形降液管的参数图，得
0.0722f T
A A =
0.124d
W D
= 故 20.07220.0722 2.0110.1452 m f T A A ==?=
0.1240.124 1.60.198 m d W D ==?=
依式36003~5f T
h
A H L θ=
≥验算液体在降液管中停留时间，即
精馏段：
19
360036000.14520.45
16.355s 5s 0.00403600
f T
h
A H L θ??=
=
=≥?
提馏段：
360036000.14520.45
5.682s 5s 0.01153600
f T
h
A H L θ??=
=
=≥?
故降液管设计合理。 （4） 降液管底隙高度O h 精馏段：
'
3600h
O W o
L h l u =
取 '
0.15m/s O u =
则 0.00403600
0.024m
36001.1220.15
O h ?=
=?? -0.049-0.0240.025 m 0.006 m W O h h ==≥
提馏段：
'
3600h
O W O
L h l u =
取 '
0.25m
/s O u = 则 0.01153600
0.041m
36001.1220.25
O h ?=
=?? -0.049-0.0410.008 m 0.006 m W O h h ==≥
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度'
50mm W μ=
6.2 塔板布置 （1）塔板的分块
因1700mm D =，故板塔采用分块式。由表 塔径，mm
800—1200
1400—1600 1800—2000 2200—2400 塔板分块数 3 4
5
6
得，塔板分块数4块。
20
（2） 边缘区宽度确定
取90 mm F W = 85 m m C W = （3） 开孔率的确定 精馏段：
临界阀孔气速0.5480.548
72.8
72.8()(
)(
) 5.679m/s 3.06
O L V
u ρ=== 故取 5.679m /
O u = 开孔率：
0.636
100%100%100%1
1.20%5.679
O u u ?=?=?=?=空塔气速阀孔气速 提馏段：
临界阀孔气速0.5480.548
72.8
72.8()(
)(
) 5.352m/s 3.41
O L V
u ρ=== 故取 5.352m /
O u = 开孔率
0.636
100%100%100%11.88%5.352
O u u ?=
?=?=?=空塔气速阀孔气速
（4） 浮阀数的确定 取阀孔直径39mm O d = 故
精馏段：浮阀总数
2
2
1.279
188.53189(0.039) 5.679
4
4
S O o O
V N d u
π
π
=
=
=≈??
提馏段：浮阀总数
221.247
195.04196(0.039) 5.352
4
4
S
O o O
V N d u π
π
=
=
=≈??
塔板上有效鼓泡面积