分离正戊烷-正己烷用浮阀精馏塔设计

课程设计说明书

题目: 分离正戊烷-正己烷用浮阀精馏塔设计

院 系： 专业班级 学 号： 学生姓名： 指导教师：

年 月 日

理工大学课程设计（论文）任务书

机械工程学院 过控 教研室 学 号 设计题目 学生姓名 专业（班级） 分离正戊烷-正己烷用浮阀精馏塔设计 料液种类：正戊烷-正己烷混合液 设 计 技 术 参 数 年处理量：45000吨 料液浓度：60％（轻组分质量分数） 塔顶产品浓度：98%（轻组组分质量分数） 塔底釜液浓度：98%（重相组分质量分数） 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4kPa（表压） 设备形式：浮阀精馏塔 厂址：淮南地区 设 完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘计 要 制塔板结构简图，编制设计说明书。 求 工 作 说明书总页数不少于25页 量 工 作 第一周：根据设计任务查阅相关资料，并确定各流程。计 进行计算，确定设备的设计数据。 划 第二周：在计算机上完成全部计算，并完成设计总结。 参 考 1、王志魁 刘丽英 刘伟《化工原理》 化学工业出版社 2010 2、 贾绍义 柴诚敬 《化工原理课程设计》 天津大学出版社2002 资 料 指导教师签字 教研室主任签字

2013年12月16日

安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表

学生姓名： 学号： 专业班级： 课程设计题目： 分离正戊烷-正己烷用浮阀精馏塔设计 指导教师评语： 成绩： 指导教师： 年 月 日 目录

第1章 序言8

第2章 精馏塔的物料衡算13 2.1. 物料衡算13

2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系15 第3章 塔板数的确定16 3.1. 理论板数NT的确定16 3.2. 实际板数的确定17

第4章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据17 4.1. 操作压力的计算17 4.2. 密度的计算18 4.3. 表面张力的计算19 4.4. 混合物的粘度20 4.5. 相对挥发度20 第5章 塔体工艺条件尺寸21 5.1. 气、液相体积流量计算21 5.2. 塔径的初步设计22 5.3. 溢流装置24

5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列26 第6章 塔板负荷性能图29 6.1. 雾沫夹带线29 6.2. 液泛线30

6.3. 液相负荷上限31 6.4. 漏液线31 6.5. 液相负荷下限32 第7章 结束语34

设计任务书

（一）设计题目: 利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计

分离要求：试设计一座正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年处理量45000吨，塔顶产品浓度98％(轻组分质量分数)，塔底釜液浓度98％（重组分质量分数）。 （二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）

进料状态：泡点进料 回流比：1.4Rmin

塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压） 单板的压降：0.7kPa 全塔效率：52%

（3）塔板类型：浮阀塔板（F1型)

（4）工作日： 330天/年、24h/天连续生产 （5）厂址：淮南地区 （六）设计内容

①精馏塔的物料衡算 ②塔板数的确定

③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ④塔体工艺条件尺寸 ⑤塔板负荷性能图

正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔的设计

第1章序言

精馏是分离液体混合物，一种利用回流是液体混合物得到高度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛应用与石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏过程在能量剂的驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时进行传质传热过程。精馏塔分为板式塔填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。

本次设计任务是设计双组份连续精馏浮阀塔，实现从正戊烷、正己烷的混合溶液中分离出一定纯度的正己烷。本次设计选用浮阀塔。

本次设计基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡点进料），经过预热器预热达到指定温度后，送入精馏塔的进料板上，进料中的液体和上塔段下来的液体逐板溢流，最后流入塔底再沸器中，经过再沸器得到汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔逐板上升，上升的蒸汽进入冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔顶，其余镏出液作为塔顶产品。在整个精馏塔中，气液两相逆流接触，进行相互传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组

分转入液相。在每层板上，回流液与上升蒸气互相接触，进行使热和使质过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（斧残液），部分液体气化，产生生升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器冷却后被送出作为塔顶产品（馏出液）。

本次设计主要内容是物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算、塔板负荷性能图和生产工艺流程图。

图 1-1 精馏塔工艺流程图

基础数据

表1-1.组分的饱和蒸汽压PimmHg

温 度 （℃） 36.1 正戊烷 Pi oo

40 115.62 45 136.05 50 159.16 55 185.18 60 214.35 65 246. 68.7 273.28 101.3101.33 正己烷 31.98 37.26 45.02 54.05 .66 76.36 .96 3 x 1 y

1 0.93 0.83 0.71 0.57 0.38 0.17 0 0.82 0.62 0.45 0.31 0.18 0.07 0 表1-2.组分的液相密度ρkg/m

温度（℃） ρ

20 40 605.5 638.9 60 583.7 620 80 560.3 600.2 100 535.0 579.3 3

正戊烷 626.2 正戊烷 657.2 表1-3.表面张力 mN/m

温 度 （℃） 0 20 16.00 40 13.85 60 11.76 80 9.719 100 7.752 正戊烷 18.20 

正己烷 20.10 18.02 15.99 13.23 12.06 10.18 表1-4.混合物的粘度mpa.s

温度 （℃） 正戊烷 正己烷 0 6.23 6.00 25 6.80 6.54 50 7.37 7.10 75 7.96 7.66 100 8.50 8.20  第2章精馏塔的物料衡算

2.1.物料衡算

F:原料液流量(kmol/h) xF:原料组成（mol%） D:塔顶产品流量(kmol/h) xD：塔顶组成（mol%） W:塔底残液流量(kmol/h) xW：塔底组成（mol%） 正戊烷—正己烷的相对摩尔质量分数分别为72kg/ kmol和86kg/ kmol

1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 正戊烷的摩尔质量 MA72kg/kmol 正己烷的摩尔质量 MB86kg/kmol

0.60/720.20.60/720.40/860.98/72xD0.983

0.98/720.02/860.02/72xW0.0240.02/720.98/86xF2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量

MF0.272(10.2)8677.012kg/kmolMD0.98372(10.983)8672.238kg/kmol MW0.02472(10.024)8685.6kg/kmol3．物料衡算 原料处理量 F45000100073.778kmol/h

3302477.012总物料衡算 FDW

正戊烷物料衡算 0.2F0.983D0.024W

联立解得

D47.544kmol/h

F26.234kmol/h2.2.常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系

温度：

利用表1-1中的数据由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW. tF:

5045tF45 tF=44.35℃ 0.450.620.20.62tD:

4036.1tD40 tD =36.47℃

0.8210.9830.82tW: 68.76500.07tw68.7 tW=67.43℃

0.0240精馏段的平均温度：

tFtDt1 =2 =40.41℃

提镏段的平均温度：

t2t1tFtW55.℃ 2 =40.41℃时的x1及y1

454040.41400.620.82x10.82454040.4140

0.830.93y10.93x10.81y10.92t255.℃时的

x2及y2

605555.550.180.31x20.31605555.55

0.380.57y20.57x20.29y20.54第3章塔板数的确定

3.1.理论板数NT的确定

由XpXF0.2算得：ypRminxp2.970.20.842

11xp10.21.97xDyP0.9830.8420.705yPxP0.8420.2

R1.4Rmin1.40.690.987LRD0.98747.54446.926kmol/hV(R1)D(0.9871)47.54494.470kmol/hLLF46.92673.778120.704kmol/hVV94.470kmol/h

精馏段操作线方程

yLD46.927.544xxDx0.9830.497x0.495 VV94.47094.470提馏段操作线方程

yLW120.70426.234xxWx0.0241.278x0.007 VV94.47094.470xy根据相对挥发度的求取得：

y1xD0.983x10.951

1yy2.8671.867y

y20.967x20.908

y30.946x30.855

y40.920x40.794

y50.0x50.731 y60.858x60.671 y70.828x70.619xf y80.784x80.550 y90.696x90.435 y100.549x100.291

y110.365x110.162

y120.200x120.077 y130.092x130.033 y140.035x140.012xw

精馏段有6块塔板，第7块为进料板，全塔共有14块理论板。

3.2.实际板数的确定

全塔效率为ET=0.52

612块 0.52提馏段实际板数： N提816块

0.52精馏段实际板数： N精

第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据

4.1.操作压力的计算

塔顶操作压力 PD101.3254105.325kPa 每层塔板压降 P0.7kPa

进料板压力 PF105.3250.712113.725kPa

113.725)/2109.525kPa精馏段平均压力 Pm1(105.325

塔底操作压力 Pw'117.725160.7124.925kPa

提馏段平均压力 Pm2(113.725124.925)/2119.325kPa

4.2.密度的计算

1aAaB已知：混合液密度：LAB (a质量分率，M为平均相对

分子质量)，不同温度下正戊烷和正己烷的密度见表1-2.

混合气体密度：

VmpmMVmRTm

精馏段：t1 =40.41℃时，液相x1=0.81气相y1=0.92

（10.92）65.2kg/kmol 液相：ML1720.8186气相：MV1720.9286(10.81)82.58kg/kmol

提留段：t255.℃时，液相x2=0.29气相y2=0.54 液相：ML1'720.2986(10.54)60.44kg/kmol 气相：MV1'720.5486(10.29)99.94kg/kmol

t1 =40.42℃时

604040.4140A605.1kg/m3 583.7605.5A605.5604040.4140620.0638.9B638.9B638.1kg/m3

t255.℃时

604055.40A'588.2kg/m3 583.7605.5A'605.5604055.40B'623.9kg/m3 620.0638.9B'638.9精馏段气相平均密度 精馏段 Vm1

pm1MVm1109.52582.583.47kg/m3 RTm18.314(40.41273.15)提留段平均气相密度 提馏段 Vm2pm2MVm2119.32599.944.36kg/m3

RTm28.314(55.273.15)精馏段液相平均密度

1L1

0.8172/0.817210.818610.78605.1638.1

L1612.1kg/m3提留段的液相平均密度

1V10.2972/[0.2972(10.29)86]10.25588.2623.9

V1614.6kg/m34.3.表面张力的计算

精馏段的平均温度t1 =40.41℃时的表面张力

604040.4140A13.81mN/m

11.7613.85A13.85604040.4140B15.93mN/m

13.22815.99B15.99mAB13.8115.9314.17mN/m

AxBAxA13.81(10.81)15.930.81提留段的平均温度t255.℃的表面张力

604055.40A'12.19mN/m

11.7613.85A'13.85604055.40B'13.79mN/m

13.22815.99B'15.99m'A'B'12.1913.7913.43mN/m

A'xB'A'xA'12.19(10.29)13.790.294.4.混合物的粘度

t1 =40.41℃时

50257.376.8040.41256.80A7.15mpa.s

A50257.106.5440.4125B6.mpa.s

B6.54t255.℃时

75507.967.3755.50A'7.51mpa.s

A'7.3775507.667.1055.50B'7.23mpa.s

B'7.1010.817.156.(10.81)7.10mpa.s7.230.297.51(10.29)7.43mpa.s

24.5.相对挥发度

t1=40.41℃时

454040.136.05115.624140PoP0A117.29Kpa

A115.62454040.41400oPB37.Kpa

45.0237.26PB37.26P1A03.09

PB0t255.℃时

605555.550'oPA190.37Kpa

214.35185.18PA'185.18605555.550'PB66.74Kpa

76.36.66Po'.66B1PAPB0'0'259.722.85 95.49122.97

第5章塔体工艺条件尺寸

5.1.气、液相体积流量计算

MV182.58kg/kmol已知：

ML165.2kg/kmolMV299.94kg/kmoML260.44kg/kmol

v1Vm3.47kg/m3

v2Vm'4.36kg/m3

L1LM612.1kg/m3 L2LM'614.6kg/m3

精馏段：

L1ML1L65.246.926/36000.85Kg/sV1MV1V82.5894.470/36002.24Kg/sLS1VS1L10.851.38103m3/s612.12.240.65m3/s3.47L1V1

V1提馏段：

L2ML2L'60.44120.704/36002.03Kg/sV2MV2V'99.9494.470/36002.62Kg/sLS2VS2L22.033.30103m3/s614.62.620.60m3/s4.36L2V2

V25.2.塔径的初步设计

精馏段 由

(0.6~0.8)max,maxC12LV,式中C可由史密斯关联图查出：V

-312LS1L11.3810612.1横坐标数值：0.0282 VS1V10.653.47取板间距：HT450mm,hL60mm,则HT-hL0.450.060.39m 查图可知C200.08

CC20200.214.170.08200.20.075

maxCL1V1612.13.470.0750.993m/s V13.47安全系数取0.8

10.8max0.80.9840.794m/s

D14VS1140.651.021m

3.140.794D1取整 D1=1.1m

AT4D10.7851.120.95m2

VS10.650.684m/s AT0.952空塔气速：1'提馏段：

L横坐标数值：S2VS2L23.310614.60.0653 0..36V212-312取板间距：HT450mm,hL60mm,则HT-hL0.450.060.39m 查图可知C200.081

'''CC20200.213.430.081200.20.075

max'C'L2V2614.64.360.0750.887m/s V24.36安全系数取0.8

20.8max'0.80.8870.710m/s

D24VS2240.61.03m

3.140.710D2取整 D2=1.1m

AT'4D20.7851.120.95m2

VS20.60.632m/s '0.95AT2空塔气速：2'5.3.溢流装置

（1）堰长lw

取lw0.65D0.651.10.715m

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算：

2.84LAhowE1000lw2/3 近似取E=1

精馏段：

2.841.381033600how10000.7152/30.0103m

hwhLhow0.060.01030.0497m

提馏段：

how''2.843.3103360010000.715'2/30.0185m

hwhLhow0.060.01850.042m

（2）弓形降液管的宽度和横截面积

Af查图得：

0.07Wd0.145ATD 则：Af0.070.950.0665m2

Wd1.10.1450.1595m

验算降液管内停留时间： 精馏段：提馏段：'AfHTLS1AfHTLS2''0.06650.4521.68s5s

1.381030.06650.459.07s5s 33.310（3）降液管底隙高度

精馏段：

LS11.38103取降液管底隙的流速00.13m/s,h00.0148m

lw00.7150.13提馏段：

取降液管底隙的流速

h0'LS23.310300.13m/s,h00.0355m '0.7150.13lw0'因为不小于20mm，故h0满足要求。

5.4.塔板布置及浮阀数目与排列

（1）塔板分布

本设计塔径1.1m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 阀孔临界速度

72.8精馏段 u0Kp1V10.54872.83.4772.84.360.5485.30m/s

提馏段 u0Kp272.8V20.5480.5484.67m/s

上下两段相应的阀孔动能因子为：

F01u0Kp1V19.872F02u0Kp2V29.751

均属正常操作范围。

（2）浮阀数目与排列

精馏段

取阀孔动能因子F001F010,则孔速01为：

V1105.3683m/s 3.47取边缘区宽度Wc﹦0.055m,安定区宽度Ws0.065m，

开孔区面积

RDWC0.550.0550.495m 2DWdWS0.550.15950.0650.326m 2xR2x22Aa2xRxsin1180R

0.32620.3260.49520.32620.4952sin10.595m2 1800.495提馏段

取边缘区宽度Wc﹦0.030m,安定区宽度Ws开孔区面积

R21x22Aa2xRxsin180R

0.055m，

0.336220.3360.5220.33620.522sin10.6m 1800.52其中，

RDDWdWs0.336m WC0.52m，x22（3）浮阀数n与开孔率 F1 型浮阀的阀孔直径为39mm

u0F0阀孔气速浮阀数目

nV，其中取F=10

0V2u0d0/4 2nd02D 开孔率

精馏段 u0105.37m/s 3.47n40.65102块

5.370.0390.0391020.0390.03912.82%

1.11.1104.79m/s 4.36提馏段 u0n40.6105块

4.790.0390.0393.140.0390.03913.20%

1.11.1105浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距t为

精馏段 t提馏段 tAa0.5950.0777m77.8mm nt1020.075Aa0.60.0820m82.0mm nt1050.075考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t=70mm=0.07m

重新计算孔速及阀数 精馏段 nu0V2nd0/4Aa0.595114 tt0.0750.070.6544.78m/s

1140.0390.0393.14F04.783.478.90

1140.0390.03914.33%

1.11.1Aa0.6142 tt0.0750.07提馏段 nu0V2nd0/40.644.05m/s

1240.0390.0393.14F04.054.368.46

1240.0390.03915.59%

1.11.1由此可知，阀孔动能因数变化不大

第6章塔板负荷性能图

6.1.雾沫夹带线

VLVVS1.36LSZL

泛点率

KCFAb据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： 精馏段：

ZLD2Wd1.120.15950.781m

查物性系数K=1.0 CF0.125

AbAT2Af0.9520.06650.817

VS3.471.36LS0.781612.13.47

0.1250.8170.0817

0.8整理得：0.0755VS1.0621LSVS1.082114.07LS

由上式可知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS

提馏段：

0.8VS'4.36'1.36LS0.781614.64.36

0.1250.8170.0817

整理得：0.08452VS1.0621LSVS0.966712.57LS

精馏段 'LSm3/s VSm3/s 0.002 1.05396 0.002 0.94156 0.01 0.9414 0.01 0.741 提馏段 LSm3/s VSm3/s ''6.2.液泛线

HThwhphLhdhchlhhLhd

由此确定液泛线，忽略式中的h

取0.5 取0.5

LSv022.843600LSHThw5.340.1531hE0wlhlL2g1000ww022/3

04VSd0N2而

精馏段：

3.47VS 0.50.450.04975.34(0.7850.0392102)22613.59.822/3LS2.843600LS0.15310.50.0467

0.7150.014810000.7152整理得：

VS13121LS12.02LS222/33.83

提馏段:

0.50.450.0425.344.36VS

(0.7850.0392105)22614.69.8'22''2/3LS2.843600LS 0.15310.50.04210000.7150.7150.0355整理得：

VS1931LS10.18LS'2'2'2/31.4881

在操作范围内任取两个LS值，算出相应的VS

精馏段 LS1m3/s VS1m3/s 0.001 3.6967 0.001 1.3844 0.003 3.4619 0.003 1.25 0.004 3.3700 0.004 1.2007 0.007 2.7472 0.007 1.0209 提馏段 LS2m3/s VS2m3/s 6.3.液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5秒。 液体降液管内停留时间

AfHTLS3~5s

以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则：

(LS)maxAfHT0.06650.450.005985m3/s 556.4.漏液线

对于F1型重阀，依F05作为规定气体最小负荷的标准，则

VS4d0N02

精馏段：(VS1)min40.039210250.3269m3/s 3.47提馏段：(VS2)min6.5.液相负荷下限

40.039210550.3002m3/s 4.36取堰上液层高度how0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

2.843600LSminE1000lw2/30.006 取E=1.0

2/32.843600LSmin10000.7150.006

LSmin0.000610m3/s

由以上1—5作出塔板负荷性能图

精馏段塔板负荷性能图10820-0.005-200.0050.010.0150.02

图6-1 精馏塔负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：

（1）

在任务规定的气、液负荷下的操作点处在适宜操作区

内的适中位置；

（2）

塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下由

漏液控制；

第7章结束语

通过本塔的负荷性能图可以看出，操作线分别与液沫夹带线和漏液线相交，是以上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。若操作点位于操作区内的适中位置时可获得稳定良好的操作效果。但本塔的操作点偏于漏液线，在操作区偏下方。使塔的正常操作受到一定影响。可以通过减少塔板开孔率使漏液线下移，使操点位于操作区中心位置。提高塔的操作效果。

精馏塔操作的基本要求是在连续定态和最经济的条件下处理更多的原料液，达到预定的分离要求或组分的回收率，即在允许范围内采用较小的回流比和比较大的再沸器传热量。所以在设计精馏塔的过程中，必须保持精馏定态操作的条件如：塔压稳定;进、出塔系统的物料量平衡和稳定；进料组成和热状况稳定；回流比恒定；再沸器和冷凝器的传热条件稳定；塔系统与环境间散热稳定等 因此在设计当中就要考虑主要的因素来进行合理的设计。

两周的化工原理课程设计，使我对于双组分连续精馏筛板塔的设计有了更深刻的认识。在设计实践过程中，我收获了很多并有一种强烈的成就感。

首先，在于设计计算，参考课本所学理论知识，并联系生产实际情况，对设计有了整体性的把握。查找一些有关参数的时候，我通过很多途径参考并合理的运用到设计中。大量的计算也特别锻炼我们的计算能力及考验我们的认真程度。同时我对于精馏这

章的熟悉也便于对化工生产更高层次的学习。

其次，CAD画图方面的能力也有了很大的进步，对各种画图工具的运用更加熟练自如。这项工作需要很强的毅力，甚至是通宵达旦的设计，这其中也感受到了设计工作的艰辛。

在老师的指导和同学之间相互交流中，我通过自己的努力认真完成了设计。也许设计的结果还有错误，设计的过程还存在不足，希望老师能多多指导给予宝贵意见。设计是实践的开始，相信这会是我以后学习和工作的动力。

参考文献：

1、王志魁 刘丽英 刘伟《化工原理》 化学工业出版社 2010 2、 贾绍义 柴诚敬 《化工原理课程设计》 天津大学出版社2002

浮阀塔工艺设计计算结果总表 项目 符号 单位 计算数据精馏段 平均流量 实际塔板数 板间距 塔径 空塔气速 气相 液相 VS m3/s 0.65 1.38103 VL N HT D 块 m m 28 0.45 1.1 0.6  m/s 塔板液流形式 溢流装置 - 降液管形式 - 堰长 堰高 lw hw - - m m m m 单型号 弓形 0.715 0.0497 0.1595 0.0148 溢流堰宽度 Wd 管底与受液h0 盘距离 孔径 塔板压降 液体在降液管内停留时间

d0 h mm Kpa 39 0.7 24  s