正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计3.0万吨年(正己烷)
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七、塔板负荷性能图……………………………………………………………………………19
7.1漏液线…………………………………………………………………………………..19
7.2液沫夹带线……………………………………………………………………………..20
7.3液相负荷下限线………………………………………………………………………..21
塔底的正乙烷含量不大于0.04（摩尔分数）
回流比为最小回流比的2倍
其中
正乙烷和正戊烷的基本数值如下图①石油化工基础数据手册.pdf
1.4
为降低塔的操作费用，操作压力选为常压
其中塔顶压力为101.3kPa
塔底压力
二、流程的确定和说明
2.1
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。
5.2
5.2.1
因 ，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为5块。
5.2.2
取 ， 。
5.2.3
5.2.4
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔直径 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为：
筛孔数目 为：
个
开孔率为：
气体通过筛孔的气速为：
筛孔气速：
六、筛板的流体力学验算
6.1
6.1.1
由 ，查图得：
块（含塔釜）
其中，精馏段15块，提馏段4块。
3.4
用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：
由相平衡方程式 可得
根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：
(塔顶第一块板)
(加料板)
(塔釜)
因此可以求得：
全塔的相对平均挥发度：
全塔的平均温度：
在温度 下查得
因为
所以，
全塔液体的平均粘度：
全塔效率
3.5
块(含塔釜)
平均密度/kg/m³
914.2474
0.8387
体积流量/m³/h
23.2184（0.0064m³/s）
13240.5390(3.6779m³/s)
4.2
塔径可以由下面的公式给出：
由于适宜的空塔气速 ，因此，需先计算出最大允许气速 。
取塔板间距 ，板上液层高度 ，那么分离空间：
功能参数：
从史密斯关联图查得： ，由于 ，需先求平均表面张力：
《化工原理课程设计》报告
正戊烷-正己烷分离
日产量100吨
正己烷
年级
三年级
专业
化工091
设计者姓名
林桂鹏
设计单位
化学化工学院
完成日期
2011年12月31日
一、概述……………………………………………………………………………………………4
1.1设计依据…………………………………………………………………………………4
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从以下关系，即
乙醇-水物系属于一般物系，取 ，则
板上不设进口堰。
液柱
液柱
，故在本设计中不会发生液泛现象。
七、塔板负荷性能图
7.1
由
得：
6.1塔板压降………………………………………………………………………………..17
6.1.1干板阻力 计算：………………………………………………………………17
6.1.2气体通过液层的阻力 计算：…………………………………………………..17
6.1.3液体表面张力的阻力 计算：…………………………………………………17
1.2技术来源…………………………………………………………………………………4
1.3设计任务及要求…………………………………………………………………………5
1.4操作压力…………………………………………………………………………………5
二、流程的确定和说明……………………………………………………………………………5
1.1
本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.2
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
原料：正戊烷-正己烷
正乙烷含量：料液含量0.5（摩尔分数）
设计要求：塔顶的正乙烷含量不小于0.97（摩尔分数）
5.1
因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
5.1.1
取
5.1.2
由 ，选用平直堰，堰上液层高度 的计算：
近似取 ,则
取板上清液层高度 ，故
5.1.3
由 ,查图得： ，
验算液体在降液管中停留时间，即：
故降液管设计合理。
5.1.4
取降液管底隙的流速 ，则
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度 。
2.3
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
采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。
三、设计计算
原料液的摩尔组成：
=0.5
0.8598， =0.0004
3.1
由于是泡点进料， 0.5,过点e（0.5，0.5）做直线 0.5交平衡线于点 ，由点 可读得 =，因此：
5.2.2边缘区宽度确定：………………………………………………………………15
5.2.3开孔区面积计算：………………………………………………………………16
5.2.4筛孔计算及其排列：…………………………………………………………….16
六、筛板的流体力学验算………………………………………………………………………..17
2.1加料方式…………………………………………………………………………………5
2.2进料状态………………………………………………………………………………....6
2.3冷凝方式…………………………………………………………………………………6
2.4加热方式…………………………………………………………………………………6
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。
2.2
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。
三、设计计算………………………………………………………………………………………6
3.1最小回流比及操作回流比的确定………………………………………………………7
3.2进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算……………………………………………7
3.3理论塔板层数的确定……………………………………………………………………8
五、塔板结构尺寸的确定………………………………………………………………………..14
5.1溢流装置计算…………………………………………………………………………..14
5.1.1堰长 ：…………………………………………………………………………14
5.1.2溢流堰高度 ：………………………………………………………………..14
可取回流比
3.2
塔顶产品产量：要求年产量3.0万顿，出去每年的设备维护及放假时间，每年按300天的工作日计算，连续操作，每天24小时，日产量为100顿所以塔顶的流量为：
由全塔的物料衡算方程可写出：
解得：
3.3
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
q线方程：
在 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出：
3.4全塔效率的估算…………………………………………………………………………8
3.5实际塔板数 ………………………………………………………………………….9
四、精馏塔主题尺寸的计算……………………………………………………………………..9
4.1精馏段与提馏段的体积流量……………………………………………………………9
所以，
精馏段的液相负荷
同理可计算出精馏段的汽相负荷。
精馏段的负荷列于表4。
表4精馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/kg/kmol
32.1526
37.1059
平均密度/kg/m³
822.4073
1.2767
体积流量/m³/h
12.0556（0.0033m³/s）
12849.5607（3.5693m³/s）
4.1.1精馏段…………………………………………………………………………...10
4.1.2提馏段…………………………………………………………………………...11
4.2塔径的计算……………………………………………………………………………..11
4.3塔高的计算……………………………………………………………………………..13
6.2液面落差………………………………………………………………………………..18
6.3液沫夹带………………………………………………………………………………..18
6.4漏液……………………………………………………………………………………..18
6.5液泛……………………………………………………………………………………..19
精馏段：
乙醇表面张力：
水表面张力：
因为 ，所以
联立方程组
代入求得：
所以：
根据塔径系列尺寸圆整为
塔截面积：
空塔气速：
4.3
精馏段有效高度为：
提馏段有效高度为：
实际塔板数为 块，板间距 由于料液较为清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：
个
人孔的高度为 ，故精馏塔的有效高度为：
五、塔板结构尺寸的确定
故 液柱
6.1.2
查图得，
故 液柱
6.1.3
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 为：
液柱
气体通过每层塔板的压降为：
（设计允许值）
6.2
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
6.3
故在本设计中液沫夹带量 在允许范围内。
6.4
实际孔速：
稳定系数：
故在本设计中无明显漏液。
6.5
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。
4.1.2
整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。
表5提馏段的已知数据
位置
塔釜
进料板
质量分数
摩尔分数
摩尔质量/kg/kmol
温度/℃
99.9053
84.2277
表6提馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/kg/kmol
20.2680
25.1176
7.4液相负荷上限线………………………………………………………………………..21
7.5液泛线…………………………………………………………………………………..21
八、设计一览表…………………………………………………………………………………23
九、参考资料……………………………………………………………………………………23
其中，精馏段的塔板数为： 块
四、精馏塔主题尺寸的计算
4.1
4.1.1
整理精馏段的已知数据列于表3，由表中数据可知：
液相平均摩尔质量：
液相平均温度：
表3精馏段的已知数据
位置
进料板
塔顶（第一块板）
质量分数
摩尔分数
摩尔质量/kg/kmol
温度/℃
84.26
78.23
在平均温度下Байду номын сангаас得
液相平均密度为：
其中，平均质量分数
5.1.3弓形降液管宽度 和截面积 ：…………………………………………….14
5.1.4降液管底隙高度 ：……………………………………………………………15
5.2塔板布置………………………………………………………………………………..15
5.2.1塔板的分块：……………………………………………………………………15
7.1漏液线…………………………………………………………………………………..19
7.2液沫夹带线……………………………………………………………………………..20
7.3液相负荷下限线………………………………………………………………………..21
塔底的正乙烷含量不大于0.04（摩尔分数）
回流比为最小回流比的2倍
其中
正乙烷和正戊烷的基本数值如下图①石油化工基础数据手册.pdf
1.4
为降低塔的操作费用，操作压力选为常压
其中塔顶压力为101.3kPa
塔底压力
二、流程的确定和说明
2.1
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。
5.2
5.2.1
因 ，故塔板采用分块式。查表得，塔极分为5块。
5.2.2
取 ， 。
5.2.3
5.2.4
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔直径 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为：
筛孔数目 为：
个
开孔率为：
气体通过筛孔的气速为：
筛孔气速：
六、筛板的流体力学验算
6.1
6.1.1
由 ，查图得：
块（含塔釜）
其中，精馏段15块，提馏段4块。
3.4
用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：
由相平衡方程式 可得
根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：
(塔顶第一块板)
(加料板)
(塔釜)
因此可以求得：
全塔的相对平均挥发度：
全塔的平均温度：
在温度 下查得
因为
所以，
全塔液体的平均粘度：
全塔效率
3.5
块(含塔釜)
平均密度/kg/m³
914.2474
0.8387
体积流量/m³/h
23.2184（0.0064m³/s）
13240.5390(3.6779m³/s)
4.2
塔径可以由下面的公式给出：
由于适宜的空塔气速 ，因此，需先计算出最大允许气速 。
取塔板间距 ，板上液层高度 ，那么分离空间：
功能参数：
从史密斯关联图查得： ，由于 ，需先求平均表面张力：
《化工原理课程设计》报告
正戊烷-正己烷分离
日产量100吨
正己烷
年级
三年级
专业
化工091
设计者姓名
林桂鹏
设计单位
化学化工学院
完成日期
2011年12月31日
一、概述……………………………………………………………………………………………4
1.1设计依据…………………………………………………………………………………4
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 应服从以下关系，即
乙醇-水物系属于一般物系，取 ，则
板上不设进口堰。
液柱
液柱
，故在本设计中不会发生液泛现象。
七、塔板负荷性能图
7.1
由
得：
6.1塔板压降………………………………………………………………………………..17
6.1.1干板阻力 计算：………………………………………………………………17
6.1.2气体通过液层的阻力 计算：…………………………………………………..17
6.1.3液体表面张力的阻力 计算：…………………………………………………17
1.2技术来源…………………………………………………………………………………4
1.3设计任务及要求…………………………………………………………………………5
1.4操作压力…………………………………………………………………………………5
二、流程的确定和说明……………………………………………………………………………5
1.1
本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
1.2
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
原料：正戊烷-正己烷
正乙烷含量：料液含量0.5（摩尔分数）
设计要求：塔顶的正乙烷含量不小于0.97（摩尔分数）
5.1
因塔径 ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
5.1.1
取
5.1.2
由 ，选用平直堰，堰上液层高度 的计算：
近似取 ,则
取板上清液层高度 ，故
5.1.3
由 ,查图得： ，
验算液体在降液管中停留时间，即：
故降液管设计合理。
5.1.4
取降液管底隙的流速 ，则
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度 。
2.3
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
采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。
三、设计计算
原料液的摩尔组成：
=0.5
0.8598， =0.0004
3.1
由于是泡点进料， 0.5,过点e（0.5，0.5）做直线 0.5交平衡线于点 ，由点 可读得 =，因此：
5.2.2边缘区宽度确定：………………………………………………………………15
5.2.3开孔区面积计算：………………………………………………………………16
5.2.4筛孔计算及其排列：…………………………………………………………….16
六、筛板的流体力学验算………………………………………………………………………..17
2.1加料方式…………………………………………………………………………………5
2.2进料状态………………………………………………………………………………....6
2.3冷凝方式…………………………………………………………………………………6
2.4加热方式…………………………………………………………………………………6
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。
2.2
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。
三、设计计算………………………………………………………………………………………6
3.1最小回流比及操作回流比的确定………………………………………………………7
3.2进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算……………………………………………7
3.3理论塔板层数的确定……………………………………………………………………8
五、塔板结构尺寸的确定………………………………………………………………………..14
5.1溢流装置计算…………………………………………………………………………..14
5.1.1堰长 ：…………………………………………………………………………14
5.1.2溢流堰高度 ：………………………………………………………………..14
可取回流比
3.2
塔顶产品产量：要求年产量3.0万顿，出去每年的设备维护及放假时间，每年按300天的工作日计算，连续操作，每天24小时，日产量为100顿所以塔顶的流量为：
由全塔的物料衡算方程可写出：
解得：
3.3
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
q线方程：
在 相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出：
3.4全塔效率的估算…………………………………………………………………………8
3.5实际塔板数 ………………………………………………………………………….9
四、精馏塔主题尺寸的计算……………………………………………………………………..9
4.1精馏段与提馏段的体积流量……………………………………………………………9
所以，
精馏段的液相负荷
同理可计算出精馏段的汽相负荷。
精馏段的负荷列于表4。
表4精馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/kg/kmol
32.1526
37.1059
平均密度/kg/m³
822.4073
1.2767
体积流量/m³/h
12.0556（0.0033m³/s）
12849.5607（3.5693m³/s）
4.1.1精馏段…………………………………………………………………………...10
4.1.2提馏段…………………………………………………………………………...11
4.2塔径的计算……………………………………………………………………………..11
4.3塔高的计算……………………………………………………………………………..13
6.2液面落差………………………………………………………………………………..18
6.3液沫夹带………………………………………………………………………………..18
6.4漏液……………………………………………………………………………………..18
6.5液泛……………………………………………………………………………………..19
精馏段：
乙醇表面张力：
水表面张力：
因为 ，所以
联立方程组
代入求得：
所以：
根据塔径系列尺寸圆整为
塔截面积：
空塔气速：
4.3
精馏段有效高度为：
提馏段有效高度为：
实际塔板数为 块，板间距 由于料液较为清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：
个
人孔的高度为 ，故精馏塔的有效高度为：
五、塔板结构尺寸的确定
故 液柱
6.1.2
查图得，
故 液柱
6.1.3
液柱
气体通过每层塔板的液柱高度 为：
液柱
气体通过每层塔板的压降为：
（设计允许值）
6.2
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
6.3
故在本设计中液沫夹带量 在允许范围内。
6.4
实际孔速：
稳定系数：
故在本设计中无明显漏液。
6.5
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。
4.1.2
整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。
表5提馏段的已知数据
位置
塔釜
进料板
质量分数
摩尔分数
摩尔质量/kg/kmol
温度/℃
99.9053
84.2277
表6提馏段的汽液相负荷
名称
液相
汽相
平均摩尔质量/kg/kmol
20.2680
25.1176
7.4液相负荷上限线………………………………………………………………………..21
7.5液泛线…………………………………………………………………………………..21
八、设计一览表…………………………………………………………………………………23
九、参考资料……………………………………………………………………………………23
其中，精馏段的塔板数为： 块
四、精馏塔主题尺寸的计算
4.1
4.1.1
整理精馏段的已知数据列于表3，由表中数据可知：
液相平均摩尔质量：
液相平均温度：
表3精馏段的已知数据
位置
进料板
塔顶（第一块板）
质量分数
摩尔分数
摩尔质量/kg/kmol
温度/℃
84.26
78.23
在平均温度下Байду номын сангаас得
液相平均密度为：
其中，平均质量分数
5.1.3弓形降液管宽度 和截面积 ：…………………………………………….14
5.1.4降液管底隙高度 ：……………………………………………………………15
5.2塔板布置………………………………………………………………………………..15
5.2.1塔板的分块：……………………………………………………………………15