【精编完整版】正戊烷—正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计毕业论文

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化工原理课程设计

题目：正戊烷—正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计

学院：生命科学学院

班级：制药工程1101班

姓名：黄静

指导老师:陈驰

设计时间：2013年6月15日到6月28日

目录

前言

单板压降Δp0.7kPa（表压）

=43.35％（计算得出的）

全塔效率 E

T

当地大气压 101.33 kPa

1.4、设计内容及要求

1. 确定精馏装置流程;

2. 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算、理论塔

板数、塔板效率,实际塔板数等。

3. 主要设备的工艺尺寸计算

板间距、塔径、塔高、溢流装置、塔盘布置等。

4. 流体力学计算

流体力学验算、操作负荷性能图及操作弹性。

5. 主要附属设备设计计算及选型

第二章．设计方案简介

流程的设计与说明

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。

第三章.工艺计算

3.1设计方案的确定

本设计任务为分离正戊烷和正己烷混合物。对于二元混合物的分离 应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料 将原料夜通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系 最小回流比较小 操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸

汽加热 流程的确定和说明。

其中流程的确定和说明：

1.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。

2进料状态

进料方式一般有冷液进料，泡点进料、汽液混合物进料、露点进料、加热蒸汽进料等。

泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。

泡点进料基于恒摩尔流，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。

由于泡点进料时，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，所以采用泡点进料。

3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。

4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。

操作条件在前面已经介绍，此处不赘述。

3.2精馏塔的物料衡算

3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

X=0.5 X=0.97 X=0.03

3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

正戊烷的摩尔质量为72.151

正己烷的摩尔质量为86.178

M=72.1510.5+86.1780.5=79.16(kgmol)

M=72.1510.97+86.1780.03=72.57(kgmol)

M=72.1510.03+86.1780.97=85.76(kgmol)

3.2.3物料衡算

原料原处理量F==66.32（kmol===0.88

R=1.5 Rmin=1.32

步骤三：求精馏塔的气、液相负荷

h kmol D R L /77.4316.3332.1=?=?=

()()h kmol D R V /93.7616.33132.11=?+=+=

h kmol F L L /09.11032.6677.43'=+=+=

步骤四：求操作线方程

精馏段操作线方程为 =0.569x+0.418

提留段操作线方程为 =1.431x-0.0129

相平衡方程为 x= 两操作线交点的横坐标为5.0)1()1(=+-++=q

R x q X R x D F f 步骤五：求理论塔板数：交替使用相平衡方程与操作线方程

916.097.011=?→?==x x y D

↙

↙

↙

↙

↙

可判断第六块为加料粄

↙

411.0.0673.077=?→?=x y

↙

↙

W x x y ?=?→?=207.0436.099

综上可知理论板数为9，精馏段板数为5，第六块为加料板，提馏段板数为3

3.3.2实际板层数的求取

步骤一： 利用表1中数据由插值法可求得, ,。 ：4489.05.0504489.0-5757.048-50--=F t =49.19℃ ：8231.097.0408231.0-0410.135-40--=D t =36.63℃

： =62.52℃

故 塔顶与塔底平均温度T=49.58℃

步骤二：由内插关系式求粘度：

表2 各组分的粘度与温度的关系 温度T ℃ μ

正戊烷（mPa ·s ） μ正己烷（mPa ·s ） 60

0.172 0.217 40 0.199 0.255

查表2并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μL 511011.0)4041.84(10199.0172.0199.0)(10=-++=-++=下下上下t t A μμμμ651952.0)4041.84(10255.0217.0255.0)(10=-++=-++=下下上下t t B μμμμ 故 B A A A x x μμμlg )1(lg lg -+=

=651952.0lg )5757.01(511011

.0lg 5757.0?-+? =-0.2467

得 μL =0.56665 mPa ·s

表3 各组分的相对挥发度与温度的关系 温度T ℃

相对挥发度 平均挥发度 36.63

3.11 2.9095

62.52 2.709 所以 塔效率E T =0.49(αμL )-0.245

= (2.90950.56665)

-0.245

=0.4335 精馏段实际板层数 N P （精）=50.4335≈12

提留段实际板层数 N P （提）=30.4335≈7

总实际板层数 N P = N P （精）+ N P （提）=12+7=19

3.4操作压力的计算

塔顶操作压力 k P a p p p D 3.310543.3101=+=+=表当地

每层塔板压降

进料板压降 a F kP p 73.113127.033.105=?+=

塔底压降 a kP p 63.118197.033.105w =?+=

精馏段平均压降 =(105.33+113.73)2=109.53 kPa

提馏段平均压降 a m kP p 18.1162

63.11873.113'=+= 3.5操作温度的计算

1 塔顶温度：36.63℃

计算如下：根据表1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系数据 T=8231

.097.0408231.00410.13540--=--D t 求得T=36.63℃ 2 塔釜温度：同上用内插法可求得：62.52℃

3 加料板温度：50.15℃

计算如下：根据加料板， =36.63℃时 X=0.97 ， =62.52℃时 X=0.03

的数据由内插法可以得： T

--=--52.6203.0479.063.3652.6203.097.0→求得T=50.15℃ 4精馏段温度：43.39℃

计算如下： T=（36.63+62.52）2 =43.39℃

5 提馏段温度：56.34℃（同4的求法）

6 全塔温度：49.58℃

计算如下：T=(50.15+62.52)2 = 49.58℃

3.6平均摩尔质量计算

1.塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由x D=y1=0.97和相平衡方程，得

x1=0.916

M VDm=0.97×72+0.03×86= 72.42kgkmol

M LDm=0.916×72+0.084×86=73.18kgkmol

进料板气、液混合物平衡摩尔质量:由图解理论板（见图1），得x F=0.479，根据相平衡方程，得y F=0.731

M VFm=0.731×72+0.269×86=75.77 kgkmol

M LFm=0.479×72+0.521×86=79.29 kgkmol

a.精馏段气、液混合物平均摩尔质量：

M Vm=(72.42+75.77)2= 74.10kgkmol

M Lm=(73.18+79.29)2=76.24 kgkmol

塔釜气、液混合物平均摩尔质量：由x=0.03和相平衡方程，得

M VDm=0.084×72+0.916×86=84.82 kgkmol

M LDm=0.03×72+0.97×86=85.58kgkmol

b.提馏段气、液混合物平均摩尔质量：

M Vm=(84.82+75.77)2= 80.30kgkmol

M Lm=(85.58+79.29)2=82.44 kgkmol

3.7平均密度计算

3.7.1气相平均密度由理想气体状态方程计算，即

精馏段的气相平均密度： ρ

Vm =

()

08.315.27339.43314.810.7453.109=+??kgm

3

提馏段的气相平均密度：

ρ

Vm =

()

47.315.27334.56314.891.8118.116=+??kgm

3

3.7.2液相平均密度 液相平均密度计算公式：

表4 各组分的液相密度与温度的关系

温度（℃） 正戊烷（kgm 3） 正己烷（kgm 3）

0 645.9 675.1 10 636.2 666.2 20 626.2 657.2 30 616 648.1 40 605.5 638.9 50 594.8 629.5 60 583.7 620 70 572.2 610.2 80 560.3 600.2 90 547.9 589.9 100

535

579.3

①塔顶液相平均密度 塔顶温度：℃

由表4数据，根据内插法可得：

塔顶液相的质量分数为 964.08603.07297.07297.0=?+??=A ω 3,/48.613642036.046.612964.01

m kg Dm L =+=ρ ②进料板液相平均密度 进料板温度：t F =49.19℃

由表4数据，根据内插法可得：

进料板液相的质量分数为 435.086521.072479.072479.0=?+??=A ω 3,/kg 73.61426.630565.067.595435.01

m Fm L =+=ρ a.精馏段液相平均浓度为

ρLm =（613.48+614.73）2=614.11 kgm 3 同理可得：①釜液温度：℃

由表4数据，根据内插法可得：

塔釜液相的质量分数为 025.08697.07203.07203.0=?+??=A ω 3,/56.61653.617975.08.580025.01m kg Dm L =+=ρ

b.提馏段液相平均浓度为

ρLm=（616.56+614.73）2=615.65 kgm3

3.8精馏段、提馏段的液体平均表面张力计算

液相平均表面张力计算公式：σLm=

表5 各组分的表面张力与温度的关系

温度（℃）正戊烷（10-3）正己烷（10-3）

0 18.2 20.1

10 17.1 19.06

20 16 18.02

30 14.92 17

40 13.85 15.99

50 12.8 14.99

60 11.76 14

70 10.73 13.02

80 9.719 12

90 8.726 11.11

100 7.752 10.18

①塔顶液相平均表面张力：

塔顶温度：℃

由表5中各组分的表面张力与温度的关系，由内插法计算得：= 14.21（）=16.33（）

=0.97×14.21+0.03×16.33=14.27（）

②进料板液相平均表面张力：

进料板温度：℃

=12.89（）=14.98（）

=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98（）

a.精馏段液相平均表面张力为

=（14.27+13.98）2=14.13（）

同理可得：①塔釜液相平均表面张力：

塔釜温度：℃

由表5中各组分的表面张力与温度的关系，由内插法计算得：= 11.50（）=13.75（）

=0.03×11.50+0.97×13.75=13.68（）

②进料板液相平均表面张力：

进料板温度：℃

=12.89（）=14.98（）

=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98（）

b.提馏段液相平均表面张力为

=（13.68+13.98）2=13.83（）

3.9精馏段、提馏段的液体平均粘度计算

液相平均黏度计算公式：

表6 各组分的粘度与温度的关系

温度（℃）正戊烷μmPa·s 正己烷μmPa·s

20 0.234 0.637

40 0.199 0.255

50 0.184 0.235

60

0.172 0.217 70

0.161 0.202 80

0.151 0.189 90

0.127 0.177 100 0.117 0.166

①塔顶液相平均黏度：

塔顶温度：℃

根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求： 得

-0.682

0.319lg )97.01(0.205lg 97.0lg )1(lg lg =?-+?=-+=B A A A x x μμμ 得

②进料板液相平衡黏度：

进料板温度：℃

根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求：

-0.677

0.237lg )479.01( 0.185 lg 479.0lg )1(lg lg =?-+?=-+=B A A A x x μμμ 得

a.精馏段液相平均黏度为

s m P a Lm ?=+=209.02

210.0208.0μ 同理可得：

①塔釜液相平均黏度：

塔釜温度：℃

根据表6 各组分的粘度与温度的关系数据，由内插法求： 得

-0.675

0.213lg )03.01(0.169lg 03.0lg )1(lg lg =?-+?=-+=B A A A x x μμμ 得

b.提馏段液相平均黏度为：

s mPa Lm ?=+=2105.02

210.0211.0μ 3.10物性数据汇总

T （℃） ρL （kgm 3） ρV (kgm 3) μ(mPa?s) σ(×10^-3Nm) M(kgkmol) 塔顶

36.63 加料

板

50.15 塔釜 62.52

精馏

段 43.39 614.11 3.08 0.209 14.13 M Vm =74.10

M Lm =76.24

提馏段56.34615,65 3.47 0.210513.83

M Vm=

80.30

M Lm=82.44 第四章．板式塔结构设计

4.1板径的计算

4.1.1最大空塔气速和空塔气速

最大空塔气速

空塔气速

步骤一：精馏段的气、液相体积流率为:

其中V’=V=76.93 kmol)=0.611m2

5.1.2.4筛孔计算及其排列

因为所处理的物系无腐蚀性,可选用=3mm的碳钢板,取筛孔直径d0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距

t=3d0=35=15mm

筛孔数目n===3136

开孔率为=0.907()=0.907()2=10.1%

气体通过阀孔的气速为U0===8.33ms

5.2精馏段、提馏段筛板的流体力学验算

5.2.1精馏段、提馏段塔板压降

5.2.1.1干板阻力 =4.4C 0V L L ρρσ/h h 13.0005

6.0）（-+ =4.40.772/3.0811.1460.0019)-0.03050.13(0.0056??+=4.199mS 实际孔速 u 0=8.33>u 0，min

稳定系数为 K===1.98>1.5

故在本设计中精馏段无明显漏液

提馏段 u 0，min =4.4C 0V L L '/'h'h'13.00056.0ρρσ）（-+ =4.40.772/3.4765.1560.0018)-0.0540.13(0.0056??+=4.706mS 实际孔速 u 0=8.33>u 0，min

稳定系数为 K===1.77>1.5

故在本设计中提馏段无明显漏液

5.2.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d 应服从 H d ＜＜（H T +=4.4C 0V L L ρρσ/h h 13.00056.0）（-+

u 0，min =， = 4.4C 0A 0V 2/3l Lh 10002.84W /}h -])E([h 13.0{0.0056 W

ρρσL ++ = 4.4×0.772×0.611×

/3.0811.146}

0.0019-]10395.[013.0 {0.00563/298.03600100084.2s ???+?+）（L 整理得：V s ，min =2.075

在操作范围内，任取几个Ls 值，依上式计算相应的V s ，计算结果列于下表：

表10 精馏段计算结果

Ls ，m 3s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045

V s ，m 3s 0.317

0.326 0.337 0.346

由上表数据即可作出漏液线1

提馏段 u'0，min =4.4C'0V L L '/'h'h'13.00056.0ρρσ）（-+

u'0，min =， = 4.4C'0A'0V 2/3l L'10002.84W '/'}h'-])

E([h'13.0{0.0056 W s ρρσL ++ = 4.4×0.772×0.611×

7615.65/3.4}

0.0018-]10385.[013.0 {0.00563/298.03600100084.2s ???+?+）（L 整理得：V's ，min =2.075

在操作范围内，任取几个L's 值，依上式计算相应的V's ，计算结果列于下表：

表11 提馏段计算结果

L's ，m 3s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045

V's ，m 3s 0.324

0.333 0.344 0.353

由上表数据即可作出漏液线1 5.3.2 液沫夹带线

以e V =0.1kg 液kg 气为限，求Vs-Ls 关系如下：

e v = ()3.2

由 ua===1.406V s

精馏段

=（）32=0.000836m 3s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

5.3.4 液相负荷上限线

以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限

==4，L s，min===0.0163m3s

故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

5.3.5 液泛线

令Hd=（H T+= 0.317m3s

故操作弹性为：==4.438

2.提馏段的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得

V S,max= 1.411m3s V S,min= 0.324m3s 故操作弹性为：==4.355

第六章．精馏塔辅助设备的计算和选型6.1塔体总结构

板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器

等附属设备。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。

1.塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。

2.塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：

塔底贮液空间依贮存液量停留3~5 min或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。

3.进料位置通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约1~3块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。

4.人孔一般每隔6~8层塔板设一人孔（安装、检修用），当塔需经常清洗时，则每隔3~4 层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~500mm（特殊的也有长方形人孔），其伸出塔体的筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mm。

5.塔高前面已计算。

6.2冷凝器

常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。

多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。

对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。三、

6.3再沸器

常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。

综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。

第七章．设计结果汇总

筛板塔工艺设计结果

项目符号单位

计算数据

精馏段提馏段

各段平均压强p

m

kPa 109.53 116.18

各段平均温度t

m

℃43.39 56.34

各段平均

流量气相V

s m

3s0.514 0.456

液相L

s m

3s0.00151 0.00409

塔径 D m 1.1

塔板间距H

T

m 0.45

堰长l

W

m 0.77

堰高h

W

m 0.0395 0.0395 底缝ho m 0.0152 0.0152

开孔面积A

m20.611

孔径d

mm 5 孔数n 个3136

开孔率AoAT % 10.1

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