1、課程設計說明書 題目: 分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設計安徽理工大學課程設計（論文）任務書 機械工程學院 過控 教研室學 號2011301920學生姓名專業（班級）過控11-1設計題目分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設計設計技術參數料液種類：正戊烷-正己烷混合液年處理量： 40000 噸料液濃度： 55% （輕組分質量分數）塔頂產品濃度：96%（輕組組分質量分數）塔底釜液濃度：96%（重相組分質量分數）每年實際生產天數：330天（一年中有一個月檢修）精餾塔塔頂壓強：4kpa（表壓）設備形式：篩板精餾塔廠址：淮南地區設計要求完成精餾塔工藝設計、精餾設備設計、配管設計，繪制塔板結構簡圖，編制設計說

2、明書。工作量 說明書總頁數不少于25頁工作計劃 第一天：省定題目，第二天：借書查資料，第三天：開始計算，第四天：把不會計算的到圖書館找書查，第五天：計算，查資料，第六天：計算，校核，第七天：計算，校核，第八天：總結，從頭復查一遍，第九天：排版，打印參考資料1 化工原理課程設計中國石化出版社 2 化工原理（下冊）化學工業出版社 3化工原理第四版化學工業出版社 ) 指導教師簽字教研室主任簽字 2013年12月16日 安徽理工大學課程設計（論文）成績評定表 學生姓名： 蔡洋 學號： 2011301920 專業班級：過控11-1課程設計題目： 分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設計 指導教師評語： 成績：

3、 指導教師： 年 月 日一、概述51.1設計依據61.2技術來源61.3設計任務及要求61.4操作壓力7二、流程的確定和說明82.1加料方式82.2進料狀態82.3冷凝方式82.4加熱方式9三、設計計算93.1最小回流比及操作回流比的確定9原料液的摩爾組成：9=0.59393.2進料液量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算123.3理論塔板層數的確定123.4全塔效率的估算133.5實際塔板數15四、工藝計算154.1 操作壓力154.2 平均摩爾質量164.3 平均密度164.5液相表面平均張力的計算194.5物性數據總匯22五、塔體工藝尺寸計算225.1塔徑的計算225.2精餾塔有效高度計算255

4、.3溢流裝置計算265.4塔板布置及篩孔數目與排列28六、 塔板流體力學驗算306.1 氣相通過篩板塔板的壓降306.2 液泛316.3 物沫夾帶326.4 漏液32七、塔板負荷性能圖337.1漏液線337.2液沫夾帶線347.3液相負荷下限線347.4液相負荷上限線357.5 液泛線35八、設計一覽表38一、概述篩板精餾塔是化學工業中常用的傳質設備之一。它具有結構簡單、造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率高的優點。板式塔內設置一定數量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質與傳熱。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為連續相，氣相組成呈階梯變化

5、，屬逐級接觸逆流操作過程。氣體在壓差推動下，經均布在塔板上的開孔由下而上穿過各層塔板后由塔頂排出，在每塊塔板上皆貯有一定的液體，氣體穿過板上液層時兩相接觸進行傳質。在生成的氣相中，混合物的組成將發生改變，相對揮發度大的輕相在氣相中得到富集，而相對揮發度小的重相則在液相中富集，從而達到分離提純的目的。整個過程熵增為負，需外界提供能量。在化工、煉油和石油化學工業生產中,塔設備作為分離過程工藝設備,在蒸餾、精餾、萃取、吸收和解吸等傳質單元操作中有著重要的地位。據統計,在整個化工工藝設備總投資中塔設備所占的比重,在化肥廠中約為21%,石油煉廠中約為20一25%,石油化工廠中約占10。若就單元裝置而論,

6、塔設備所占比重往往更大,例如在成套苯蒸餾裝置中,塔設備所占比重竟高達75.7%。此外,蒸餾用塔的能量耗費巨大,也是眾所周知的。故塔設備對產品產量、質量、成本乃至能源消耗都有著至關重要的影響。因而強化塔設備來強化生產操作是生產、設計人員十分關心的課題。1.1設計依據本設計依據于教科書的設計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。1.2技術來源目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。1.3設計任務及要求原料：正戊烷-正己烷正乙烷含量：料液含量0.593（摩爾分數） 設計要求：塔頂的正乙烷含量不小于0

7、.966（摩爾分數）塔底的正乙烷含量不大于0.047（摩爾分數）回流比為最小回流比的2倍其中 （因為摩爾分數計算比較方便）質量分數轉化為摩爾分數 液料轉化：塔頂正乙烷轉化： 塔底正乙烷轉化正乙烷和正戊烷的基本數值如下圖石油化工基礎數據手冊.pdf 1.4操作壓力為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓其中塔頂壓力為4kpa（表壓）或104.3kpa（絕對壓力） 塔底壓力二、流程的確定和說明2.1加料方式加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通過控制液位高度，可以得到穩定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎建設費用：泵加料屬于強制進料方式，本次加料可選泵加料。泵和自動調節裝置配合控制進料。2.2進

8、料狀態進料方式一般有冷液進料，泡點進料、汽液混合物進料、露點進料、加熱蒸汽進料等。泡點進料對塔操作方便，不受季節氣溫影響。泡點進料基于恒摩爾流，假定精餾段和提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段塔徑基本相等。由于泡點進料時，塔的制造比較方便，而其他進料方式對設備的要求高，設計起來難度相對加大，所以采用泡點進料。2.3冷凝方式選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產品溫度不高，無需再次冷凝，制造設備較為簡單，為節省資金，選全凝器。2.4加熱方式采用間接加熱，因為塔釜設了再沸器，故采用間接加熱。三、設計計算3.1最小回流比及操作回流比的確定 原料液的摩爾組成：=0.5930.966（也可以

9、略大于0.966），=0.047（也可以略小于0.047）查找個體系的汽液相平衡數據(化工原理第四版化學工業出版社 )如表3-1溫度/pa/kpapb/kpa溫度/pa/kpapb/kpa36.1101.3331.9855185.1864.4440115.6237.2660214.3576.3645136.0545.0265246.8989.9650159.1654.0468.7273.28101.33 表3-1 正戊烷-正己烷的飽和蒸汽壓和溫度的關系總壓為p=101.33kpat-x關系式為；t-y關系式為計算結果列于表3-2溫度/xy溫度/xy36.111550.310.57400.820

10、.93600.180.38450.620.83650.070.17500.450.7168.700表3-2 正戊烷（a)-正己烷（b)溶液的t-y-x計算數據（101.33kpa）最小回流比及操作回流比 由于是泡點進料，所以q=1。q線為垂直線，則如圖3-1，過點e（0.593，0.593）做直線0.593交平衡線于點，由點可讀得=0.814，因此： 操作回流比為：r=(1.1-2.0)rmin。取回流比為 r=2rmin=1.366 3.2進料液量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算塔頂產品產量：要求年產量4.0萬頓，出去每年的設備維護及放假時間，每年按300天的工作日計算，連續操作，每天24小時，

11、日產量為133.34頓所以塔頂的流量為：由全塔的物料衡算方程可寫出：解得：f=128.666kmol/h w=52.026kmol/h v=181.33kmol/h3.3理論塔板層數的確定精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：q線方程：x=0.593相對揮發度計算：相平衡公式：理論板的計算： 由計算知第4板為加料板。 總理論板為9（包括蒸餾釜），精餾段理論板數為3，第4板為進料板3.4全塔效率的估算由表1數據可得理想混合溶液的t-y-x圖：由圖2得：塔頂的溫度td=38.16 進料口處的溫度tf=45.73 塔釜溫度tw=66.25 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度因此全塔平均溫度為： 查數據得：

12、t=50時，a=0.184mpas，b=0.235 mpas t=60時，a=0.172mpas，b=0.217 mpas 因此tm=50.05時，a=0.184mpas，b=0.234 mpas 因為： 所以lf=0.1840.593+0.2340.593=0.248 mpas ld=0.1840.593+0.2340.045=0.120 mpas lw=0.1840.045+0.2340.965=0.234 mpas全塔液體的平均黏度： lm =（lf+ld +lw）/3=（0.248+0.120+0.234）/3=0.201 mpas所以全塔效率為：3.5實際塔板數精餾段實際塔板數 n實

13、=3/0.552=5.4356提餾段實際塔板數 n實=6/0.552=10.8711因此，總實際塔板數為n實=6+11=17四、工藝計算4.1 操作壓力塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 (105.33+109.53)/2=107.43 kpa塔底操作壓力 提餾段平均壓力 4.2 平均摩爾質量塔頂氣、液混合物平均摩爾質量：由xd=y1=0.9663和相平衡方程，得x1=0.9076mvdm=0.966372.151+0.033786.178=72.62 kg/kmolmldm=0.907672.151+0.092486.178=73.44kg/kmol進料板氣、液混合物平衡

14、摩爾質量：得yf=0.814，xf=0.593 mvfm=0.81472.151+0.18686.178=74.76 kg/kmolmlfm=0.59372.151+0.40786.178=77.86 kg/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質量：mvm=（72.62+74.76）/2=73.69 kg/kmolmlm=（73.44+77.86）/2=75.65kg/kmol提餾段氣、液相混合物平均摩爾質量：由得xd=0.047時，。 mvdm=0.04772.151+0.0.95386.178=85.52 kg/kmolmldm=0.12672.151+0.87486.178=84.41 k

15、g/kmol精餾段氣、液混合物平均摩爾質量：mvm=（85.52+72.62）/2=79.07 kg/kmolmlm=（84.41+77.86）/2=81.13kg/kmol4.3 平均密度（1） 氣相平均密度 由理想氣體狀態方程計算，即 （2）液相平均密度 液相平均密度計算公式：表4-1 各組分的液相密度與溫度的關系溫度（）正戊烷（kg/m3）正己烷（kg/m3）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.91

16、00535579.3由表4-1圖4-2 正戊烷密度與溫度的關系圖 圖4-3 正己烷密度與溫度的關系圖塔頂液相平均密度塔頂溫度：由圖4-2,4-3可得： 進料板液相平均密度進料板溫度：tf=45.73 由圖4-2,4-3可得： 進料板液相的質量分數為 精餾段液相平均濃度為lm=（608.681+614.123）/2=611.402kg/m3同理可得：塔頂液相密度： 608.681 kg/m3塔釜液相密度：612.142加料板液相密度：614.123料液平均密度：611.689精餾段平均密度：611.402提餾段平均密度：613.133全塔平均密度：612.2684.5液相表面平均張力的計算 液相

17、平均表面張力計算公式： lm= 各段表面張力： 表4-2 各組分的表面張力與溫度的關系溫度（）正戊烷（）正己烷（）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18由表4-2得圖4-3 正戊烷表面張力與溫度的關系圖圖4-4 正己烷表面張力與溫度的關系圖 塔頂液相平均表面張力：塔頂溫度：由圖4-4,4-5可得：= 14.045mn/m =16.175mn/m=0.96614.045+0.03416.175=14.50

18、9 mn/m 進料板液相平均表面張力：進料板溫度： =13.514 mn/m =15.466 mn/m=0.59313.514+0.40715.466=14.308 mn/m精餾段液相平均表面張力為=（14.509+15.466）/2=14.988mn/m同理可得：塔頂液相表面張力：14.509 mn/m塔釜液相表面張力：13.287 nn/m加料板液相表面張力：14.308nn/m料液平均表面張力：14.034mn/m精餾段平均表面張力：14.409 mn/m提餾段平均表面張力：13.798 mn/m全塔平均表面張力：14.062 mn/m4.5物性數據總匯表4-3 物性數據匯總表t（）l（

19、kg/m3）v(kg/m3)(10-3n/m)塔頂38.16608.6813.0314.509加料板45.73614.12314.308塔釜66.25612.14214.184精餾段41.96611.40214.409提餾段55.99613.13313.798全塔50.05612.26814.042料液50.05611.68914.034五、塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算5.1.1最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速 空塔氣速 精餾段的氣、液相體積流率為提餾段的氣、液相體積流率為c由公式求取，其中的c20由附圖5查取，圖中橫坐標為精餾段：提餾段：取板間距ht=0.45m，板上液層高度hl=0

20、.05m，則ht-hl=0.45-0.05=0.4m圖5-1 計算篩板塔汽液負荷因子用的曲線圖 查圖5-1得精餾段：c20=0.085 提餾段:c20=0.082 精餾段負荷系數c（精）取安全系數為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.13=0.678m/s提餾段負荷系數c（提）取安全系數為0.6，則空塔氣速為u=0.6umax=0.61.078=0.65m/s5.2.2塔徑精餾段：塔徑圓整為 dt=1.6m 塔截面積為 實際空塔氣速為 提餾段：塔徑圓整為 dt=1.6m塔截面積為 實際空塔氣速為 表5-1 不同塔徑的板間距塔徑/mm80012001400240026006600板

21、間距/mm300,350,400,450,500400,450,500,550,600,650,700450,500,550,600,650,700,750,800由表5-1知，板間距ht=0.45m選取合理。5.2精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m 故精餾塔的有效高度為 5.3溢流裝置計算因塔徑d=1.6m，可選取單流型弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下：（1） 堰長 精餾段 取 =0.7d=0.71.6=1.12m 提餾段 取 =0.7d=0.71.6=1.12m（2）溢流堰高度 溢流堰高度計算公式：選用平直堰，堰上液層高度h

22、0w依下式計算，即精餾段 近似取e=1，則取板上液層高度，故提餾段 近似取e=1，則取板上液層高度，故（3）弓形降液管寬度及截面積 精餾段 由，查圖5-2得： ，圖5-2 和值與lw/d的關系 故：依式驗算液體在降液管中的停留時間，即故降液管設計合理。提餾段 由，查圖10得： 故：依式驗算液體在降液管中的停留時間，即（4）降液管底隙高度 計算公式：精餾段 取，則同理得提餾段降液管底隙高度 故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度5.4塔板布置及篩孔數目與排列（1）塔板的分塊因d800mm，故塔板采用分塊式。查表5-2知，塔板分為4塊。表5-2 塔板分塊數塔徑/mm800120014001

23、6001800200022002400塔板分塊數3456（2）邊緣區寬度確定取安定區寬度，邊緣區寬度（3） 開孔區面積計算 開孔區面積aa按下式計算，即 精餾段 故 提餾段 （4）篩孔計算及其排列本次設計所處理的物系無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中距t為篩孔數目n為個開孔率為精餾段氣體通過閥孔的氣速為提餾段氣體通過閥孔的氣速為6、 塔板流體力學驗算6.1 氣相通過篩板塔板的壓降可根據式，計算（1） 干板阻力 由式 因為 取得 精餾段 提餾段 （2）板上充氣液層阻力 本設計分離正戊烷和正己烷的混合液，即液相為碳氫化合物，可取充氣系數。依式計算，即精餾段 提餾段 （

24、3） 克服表面張力所造成的阻力 由得 精餾段 提餾段 因此，氣體流經一層浮閥塔板的壓降相當的液柱高度為： 精餾段 提餾段 單板壓降 ：精餾段 提餾段由上可知板壓降均符合6.2 液泛為了防止淹塔現象的發生，要求控制降液管中清液層高度。hd可用下式計算，即 （1）與氣體通過塔板的壓降相當的液柱高 精餾段 提餾段 （2）液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰，故按式計算，即精餾段 提餾段 （3）板上液層高度精餾段 因此取0.5 則可見，符合防止淹塔的要求。提餾段 取因此取0.5 可見，符合防止淹塔的要求。6.3 物沫夾帶由式 得精餾段 所以同理得提餾段故可知此設計下不會產生過量的物沫夾帶。6.4 漏

25、液由式 因為 精餾段 提餾段 篩板的穩定性系數 精餾段 提餾段 故在設計負荷下漏液量對塔板效率影響不大。 七、塔板負荷性能圖7.1漏液線 由u0，min=4.4c0 u0，min=， hl=hw+how，h0w=2.8410-3e（）2/3 得 整理得：精餾段 在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式計算相應的vs，計算結果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s0.3410.3430.3550.365由上表數據即可作出漏液線1同理得提餾段在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式計算相應的vs，計算結果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.00

26、30.0045vs，m3/s0.3140.3240.3370.349由上表數據即可作出漏液線1。7.2液沫夾帶線 以ev=0.1kg液/kg氣為限，求vs-ls關系如下： ev=()3.2 由 ua=0.55vs精餾段 hf=2.5hl=2.5(hw+how)，hw=0.0393，h0w=2.8410-3e（）2/3=0.75ls2/3 hf=0.0983+1.9ls2/3，ht-hf=0.3517-1.9ls2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：精餾段vs=2.04-10.988ls2/3 在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式計算相應的vs，計算結果列于下表：ls，m3/s0.00060

27、.00150.0030.0045vs，m3/s1.9621.8961.8111.741由上表數據即可作出液沫夾帶線2同理可得提餾段vs=2.08-10.873ls2/3在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式計算相應的vs，計算結果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s2.0031.9381.8541.784由上表數據即可作出液沫夾帶線27.3液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準 h0w=2.8410-3e（）2/3=0.006 取e=1，則 ls，min=（）3/2=0.000717m3/s 據此可作出與

28、氣體流量無關的垂直液相負荷下限線37.4液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于。 以4s作為液體在降液管中停留時間的下限 =4， ls，min=0.0199m3/s 故可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線47.5 液泛線 令hd=（ht+hw），hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hl ， hl=hw+how 聯立得 ht+()hw=()how+hc+hd+h 忽略h，將how與ls，hd與ls，hc與vs的關系式代入上式，并整理得 avs2=b-cls2-dls2/3 a=() 式中b=ht+()hw，c=0.153/(lwh0)2,d=2.8410-3e()（）2/3 將有關數據代入得精餾段 a=（）=0.0744b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0393=0.181 c=1189.78 d=2.8410-31()（）2/3=1.221故vs2=2.34 -15371.83ls2-15.78ls2/3 在操作范圍內，任取幾個ls值，依上式計算出vs值，計算結果列于下表：ls，m3/s0.00060.00150.0030.0045vs，m3/s2.2222.0991.8731.599 由