正戊烷-正己烷混合液板式精馏塔设计
正戊烷－正己烷混合液板式精馏塔设计
08(2)班 08233214 缪建芸
[摘要]化工设计在化学工程项目建设的整个过程中，是一个极其重要的环节，是工程建设的灵魂。化工设计是一门综合性很强的专业知识，同时又是一项政策性很强的工作，需要设计工作者拥有坚实的化学知识及化工常识。本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷45％（以下皆为质量分数）的正戊烷—正己烷混合液，其中混合液进料量为12626kg/h，进料温度为35℃，要求获得99％的塔顶产品和小于2％的塔釜产品,再沸器用0.25Mpa(表压)的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用20℃冷水为冷凝介质. 通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。
[关键词]化工设计，常压浮阀塔，物性，塔板
目录
摘要 .................................................... 错误！未定义书签。第一章概论 .. (4)
1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位: (4)
1.2 塔设备的分类及一般构造 (4)
1.3 对塔设备的要求 (5)
1.4 塔设备的发展及现状: (5)
1.5 塔设备的用材 (5)
1.6 板式塔的常用塔型及其选用 (5)
1.6.1 泡罩塔 (5)
1.6.2 筛板塔 (6)
1.6.3 浮阀塔 (6)
1.7 塔型选择一般原则 (7)
1.7.1 与物性有关的因素 (7)
1.7.2 与操作条件有关的因素 (8)
1.7.3 其他因素 (8)
1.8 板式塔的强化 (8)
第二章塔板计算 (9)
2.1 设计任务与条件 (9)
2.2 设计计算 (10)
2.2.1 设计方案的确定 (10)
2.2.2 精馏塔的物料衡算 (10)
2.2.3 塔板数的确定 (11)
第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14)
3.1 操作压力 (14)
3.2 操作温度 (14)
3.3 平均摩尔质量.................................... 错误！未定义书签。4
3.4 平均密度......................................... 错误！未定义书签。
3.5 液相平均表面张力................................. 错误！未定义书签。
3.6 液相平均黏度 (19)
3.7物性数据总汇 (21)
第四章精馏塔的塔体、塔板工艺尺寸计算 ................... 错误！未定义书签。
4.1 塔径的计算....................................... 错误！未定义书签。
4.2 精馏塔高度的计算................................. 错误！未定义书签。
4.3 溢流装置计算..................................... 错误！未定义书签。
4.4 塔板布置及浮阀数目与排列 (26)
第五章塔板流体力学验算 (28)
5.1气相通过浮阀塔板的压降 (28)
5.2 淹塔 (28)
5.3 雾沫夹带 (29)
第六章负荷性能图 ....................................... 错误！未定义书签。
6.1雾沫夹带线 ....................................... 错误！未定义书签。
6.2液泛线 ........................................... 错误！未定义书签。
6.3 液相负荷上限线................................... 错误！未定义书签。
6.4 漏液线........................................... 错误！未定义书签。
6.5液相负荷下限线 ................................... 错误！未定义书签。
6.6 塔板负荷性能图................................... 错误！未定义书签。
6.7 计算结果汇总表................................... 错误！未定义书签。
第一章概论
1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位
塔设备是石油、化工生产中广泛使用的重要生产设备，在石油、化工、轻工等生产过程中，塔设备主要用于气、液两相直接接触进行传质传热的过程，如精馏、吸收、萃取、解吸等，这些过程大多是在塔设备中进行的。塔设备可以为传质过程创造适宜的外界条件，除了维持一定的压强、温度、规定的气、液流量等工艺条件外，还可以从结构上保证气、液有充分的接触时间、接触空间和接触面积，以达到相际之间比较理想的传质和传热效果
1.2 塔设备的分类及一般构造
随着时代的发展，出现了各种各样型式的塔，而且不断有新的塔型出现。虽然塔型众多，但根据塔内部结构，通常将塔分为板式塔和填料塔两大类。
一、板式塔
板式塔是在塔内装有多层塔板（盘），传热传质过程基本上在每层塔板上进行，塔板形状、塔板结构或塔板上气液两相得表现，就成了命名这些塔的依据，诸如筛板塔、栅板塔、舌形板塔、斜孔板塔、泡罩塔、浮阀塔等。下面简单介绍一下几种常用的板式塔性能。
（1）浮阀塔
生产能力大，操作弹性大，分离效率高，雾沫夹带少，液面梯度较小，结构简单，是新发展的一种塔。
（2）泡罩塔
泡罩塔是工业上使用最早的一种板式塔，气-液接触由充分的保证，操作弹性大，但其分离效率不高，金属消耗量大且加工较复杂，应用逐渐减少。
（3）筛板塔
筛板塔是一种有降液管、板形结构最简单的板式塔，孔径一般为4 ~8mm，制造方便，处理量较大，清洗、更换、修理均较容易，但操作范围较小，适用于清洁的物料，以免堵塞。
二、填料塔
填料塔是一个圆筒柱体，塔内装载一层或多层填料，气相由下而上、液相由上而下接触，传热和传质主要在填料表面上进行，因此，填料的选择是填料塔的关键。填料的种类很多，填料塔的命名也以填料的名称为依据，如常用的金属鲍尔填料塔、波网填料塔。
填料塔制造方便，结构简单，便于采用耐腐蚀材料，特别适用于塔径较小的情况，
使用金属材料省，一次投料较少，塔高相对较低。
1.3 对塔设备的要求
在设计中选择塔型，必须综合考虑各种因素，并遵循以下基本原则。
①要满足工艺要求，分离效率高；
②生产能力大，有足够的操作弹性；
③运转可靠性高，操作、维修方便，少出故障；
④结构简单，加工方便，造价较低；
⑤塔压降小。
1.4 塔设备的发展及现状
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L’],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。
1.5 塔设备的用材
（1）塔体：钢材，有色金属或非金属耐腐蚀材料，钢壳衬砌衬、涂非金属材料。
（2）塔板：钢为主，陶瓷、铸铁为辅。
（3）填料：瓷、钢、铝、石墨、尼龙、聚丙烯塑料。
（4）裙座：一般为炭钢。
1.6 板式塔的常用塔型及其选用
板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。
1.6.1 泡罩塔
泡罩塔盘是工业上应用最早的塔盘之一，在塔盘板上开许多圆孔，每个孔上焊接一个短管，称为升气管，管上再罩一个“帽子“，称为泡罩，泡罩周围开有许多条形空孔。工作时，液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，然后横向流过塔盘板、流入再下一层塔盘；气体从下一层塔盘上升进入升气管，通过环行通道再经泡罩的条形孔流散到液体中。泡罩塔盘具有如下特点：（1）气、液两相接触充分，传质面积大，因此塔盘效率高。（2）操作弹性大，在负荷变动较大时，仍能保持较高的效率。（3）具有较高的生产能力，适用于大型生产。（4）不易堵塞，介质适用范围广。（5）结
构复杂、造价高，安装维护麻烦；气相压降较大，但若在常或加压下操作，这并不是主要问题。
1.6.2 筛板塔
筛板塔是在塔盘板上开许多小孔，操作时液体从上层塔盘的降液管流入，横向流过筛板后，越过溢流堰经降液管导入下层塔盘；气体则自下而上穿过筛孔，分散成气泡通过液层，在此过程中进行传质、传热。由于通过筛孔的气体有动能，故一般情况下液体不会从筛孔大量泄漏。筛板塔盘的小孔直径是一个重要参数，小则气流分布较均匀，操作较稳定，但加工困难，容易堵塞。目前工业筛板塔常用孔径为3～8mm。筛板开孔的面积总和与开孔区面积之比称为开孔率，是另一个重要参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，易产生漏液，降低效率，但雾沫夹带也减少；开孔率过小，塔盘阻力大，易造成大的雾沫夹带和液泛，限制塔的生产能力。通常开孔率在5～15%。筛孔一般按正三角形排列，孔间距与孔径之比通常为2.5～5。筛板塔具有如下的特点：（1）结构简单，制造方便，便于检修，成本低。（2）塔盘压降小。（3）处理量大，可比泡罩塔提高20~40%。（4）塔盘效率比泡罩塔提高15%，但比浮阀塔盘稍低。（5）弹性较小，筛孔容易堵塞。
1.6.3 浮阀塔
浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有F-1型、V-4型、A型和十字架型等，最常用的是F-1型。
F-1型浮阀有轻重两种，轻阀厚1.5mm、重25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚2mm、重33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效率，但压降稍大些，一般采用重阀。
操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。综上所述，盘式浮阀塔盘具有如下特点：（1）处理量较大，比泡罩塔提高20～40%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。（2）操作弹性比泡罩塔要大。（3）分离效率较高，比泡罩塔高15%左右。因为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。（4）压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（5）塔盘的结构较简单，易于制造。（6）浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。
表1 各类塔板性能比较
指标
浮阀塔
筛板
塔 泡罩塔 F 形浮阀 十字架形浮阀 条形
浮阀 圆形
泡罩 条形
泡罩 S 形泡罩 液体和气体负荷???低
高
4 5 4 5 4 5 4 2 2 3 1 3 3 3 操作弹性 5 5 5 3 4 3 4 压力降 2 3 3 3 0 0 0 雾沫夹带量 3 3 4 3 1 1 2 分离效率 5 5 4 4 4 3 4 单位设备体积的处理量
4 4 4 4 2 1 3 制造费用 3 3 4 4 2 1 3 材料消耗 4 4 4 4 2 2 3 安装与拆修 4 3 4 4 1 1 3 维修
3 3 3 3 2 1 3 污垢物料对操作的影响
2
3
2
1
1
注：0―不好；1―尚好；2―合适；3―较满意；4―很好；5―最好。
1.7 塔型选择一般原则
塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。 1.7.1 与物性有关的因素
（1） 易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。
（2） 具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。
（3） 具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔和浮阀塔。
（4） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。 （5） 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。
（6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上积有液层，可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。
1.7.2 与操作条件有关的因素
（1）若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳），宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡。
（2）大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀）。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。
（3）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。
（4）液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大时宜用板式塔。
1.7.3 其他因素
（1）对于多数情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径，对加压或常压操作过程，应优先选用板式塔；对减压操作过程，宜采用新型填料。
（2）一般填料塔比板式塔重。
（3）大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。
1.8 板式塔的强化
板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和客观条件所决定，各个时期的发展有所侧重。
（1）从板式塔的产生到第二次世界大战结束这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。
（2）从第二次世界大战结束至20世纪50年代末在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。
同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了S形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。
（3）20世纪60年代至今从60年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。
板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。
从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的。
第二章塔板计算
2.1 设计任务和条件
（1）年处理含正戊烷45％（质量分数，下同）的正戊烷—正己烷混合液10万吨
（2）产品正戊烷含量为99％
（3）残液中正戊烷含量不高于2％
（4）操作条件
精馏塔的塔顶压力 4 kpa（表压）
进料状态泡点进料
回流比 1.5Rmin
加热蒸汽压力250kpa（表压）
单板压降Δp=0.7kPa（表压）
全塔效率 ET=50.07％ （5）设备型式 浮阀塔（F1型） （6）厂址 江苏盐城
（7）设备工作日 330天/年（一年又一个月检修） （8）盐城地区水温 20℃ （9）盐城地区的当地大气压 101.33kPa 2.2 设计计算 2.2.1 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，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.2.2 精馏塔的物料衡算
1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 正戊烷的摩尔质量 M A =72kg/kmol 正己烷的摩尔质量 M B =86kg/kmol
494.086
/55.072/45.072/45.0=+=F x 992.086
/01.072/99.072/99.0=+=D x 024
.086
/98.072/02.072/02.0=+=
W x
2．原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F =0.494×72+0.51×86=79.428 M D =0.992×72+0.008×86=72.112 M W =0.024×72+0.976×86=85.664 3．物料衡算 原料处理量79.428
330241000100000,???=
F n q =158.96kmol/h
总物料衡算W n D n q q ,,96.158+=
正戊烷物料衡算158.96×0.494=0.992D n q , +0.024W n q , 联立解得 D n q ,=77.18kmol/h
W
n q ,=81.78kmol/h
2.2.3 塔板数的确定
1．理论板层数N T 的确定
正戊烷—正己烷属理想体系，可采用图解法求理论板层数
（1）由正戊烷—正己烷物系的表2气液平衡数据绘出x-y 图，见图1
表2 各组分得饱和蒸汽压与温度得关系
温度 T/℃
正戊烷 （Pa ）
正己烷 （Pa ）
总压P （Pa ）
x
y
α
αm 40 115100
37250
101330 0.8231 0.9350 3.0899 45 137250
45640
101330 0.6079 0.8234 3.0072
50 159400 54030 101330 0.4489 0.7061 2.9502 2.9471 55 186750 65190 101330 0.2973 0.5479 2.8647 60
214100
76350
101330
0.1813 0.3832 2.8042
图1 理论塔板数的确定
（2）求最小回流比及操作回流比
采用作图法球最小回流比。在图1中对角线上，自点e （0.45,0.45）作垂线ef 即为q 线，改线与平衡线的交点坐标为y q =0.742,x q =0.494。 故最小回流比为
q
q q D x y y x R --=
min =
494
.0742.0742.0992.0--=1.01
取操作回流比为
R=1.5R min =1.5×1.01=1.52
（3）求精馏塔的气、液相负荷
h
kmol q R q D n L n /31.11718.7752.1,,=?=?=
()()h kmol q R q D n V n /49.19418.77152.11,,=?+=+=
h kmol q q q F n L n L n /27.27696.15831.117,,',=+=+=
h
kmol q q V n V n /49.194,',==
（4）操作线方程 精馏段操作线方程为
D
V
n D n V
n L n x q q x q q y ,,,,+
=
=0.603x+0.394
提留段操作线方程为
W
V n W n V n L n x q q x q q y '
,,'
,',''-
=
=1.42x ’-0.0196
（5）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图1所示。求解结果为：N T =15，其中精馏段N T =7，提留段N T =8（不包括再沸器），进料板位置N F =8。
2．实际板层数的求取 塔效率E T ：()
245
.049.0-=T E T αμ
图2 汽液相平衡图
绘制汽液相平衡图如图2可得以下温度： 塔顶温度：37.05℃ 塔釜温度：66.42℃
故 塔顶与塔底平均温度T=51.737℃ 内插关系式：
)(10
下下
上下t t -++
=μμμμ
表3 各组分的粘度与温度的关系
温度T/℃
正戊烷μ（mPa ·s ）
正己烷μ（mPa ·s ）
50
0.184 0.235 60
0.172
0.217
查表3并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μ
T
0.2458372
)
5051.737(10
184
.0172.0184.0)(10
=-++
=-++
=下下
上下t t A μμμμ0.313512
)
5051.737(10
235
.0217.0235.0)(10
=-++
=-++
=下下
上下t t B μμμμ
查表2并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的x A 和x B
kPa 164150.695
)
5051.737(10
159400
186750159400)(10=--+
=--+=下下
上下t t p p p p A Pa
55968.492k
)
5051.737(10
54030
6519054030)(10=--+
=--+=下下
上下t t p p p p B
根据方程组?
??=+?=?1x x B A B
B A A x p x p
解得??
?==746
.0254.0B A x x
故 -0.5306
0.31351
2l o g )254.01(0.2458372l o g 254.0l o g )1(l o g l o g =?-+?=-+=B
A A A x x μμμ
得 0.29471=T μ mpas
表4
温度T/℃ 正戊烷（Pa ） 正己烷（Pa ） 相对挥发度 平均挥发度 37.05 366936.89 142645.92 2.57236162
2.924128
66.42
259597.7
95645.01
2.71417923
所以 塔效率E T =0.5082
精馏段实际板层数 N P （精）=7/0.5082= 13.7741≈14 提留段实际板层数 N P （提）=8/0.5082= 15.74183≈16 总实际板层数 N P = N P （精）+ N P （提）=14+16=30
第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1 操作压力
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 k P a p 7.0=?
进料板压降 a F kP p 72.113127.033.105=?+= 精馏段平均压降 (105.33+113.72)/2=109.53 kPa 3.2 操作温度
由图2可得以下温度：
塔顶温度：37.05℃ 加料板温度：57.57℃ 塔釜温度：66.42℃ 精馏段温度：47.31℃ 提馏段温度：61.99℃ 全塔温度：54.65℃ 料液平均温度：46.28℃
3.3 平均摩尔质量
塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由x D =y 1=0.992和相平衡方程y
y
x )1(--=αα，
得x 1=0.977
M VDm =0.992×72+0.008×86=72.11 kg/kmol M LDm =0.977×72+0.023×86=72.32kg/kmol
进料板气、液混合物平衡摩尔质量:由图解理论板（见图1），得y F =0.7，根据相平衡方程y
y
x )1(--=
αα，得x F =0.442
M VFm =0.77×2+0.3×86=76.2 kg/kmol M LFm =0.442×72+0.558×86=79.81 kg/kmol 精馏段气、液混合物平均摩尔质量：
M Vm =（72.11+76.2）=74.16 kg/kmol M Lm =（72.32+79.81）=76.07 kg/kmol 3.4 平均密度
（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 ρ
Vm =
=
m
Vm m RT M p ()
=+??15.27331.47314.816.7453.109 3.04kg/m 3
（2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：
∑
=
i
i
m
W ρρ1
表5 各组分的液相密度与温度的关系
温度（℃）
正戊烷（kg/m 3） 正己烷（kg/m 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
由表5得
图3 正戊烷密度与温度的关系图
图4 正己烷密度与温度的关系图
①塔顶液相平均密度 塔顶温度：05.37=D t ℃ 由图3,4可得：
3
/674.608m
kg A =ρ
3
/611.641m
kg B =ρ
3
,/987.608611
.64101
.0674
.60899
.01
m
kg Dm L =+=
ρ
②进料板液相平均密度 进料板温度：t F =57.57℃
由图3,4可得：
3
/485.586m
kg A =ρ
3
/301.622m kg B =ρ
进料板液相的质量分数为
399.086
558.072442.072442.0=?+??=
A ω
3
,/kg 498.607301
.622601
.0485
.586399
.01
m
Fm L =+=
ρ
精馏段液相平均浓度为
ρ
Lm =（608.987+607.498）/2=608.243 kg/m
3
同理可得：塔顶液相密度D ρ： 608.987 kg/m 3
塔釜液相密度W ρ：612.7783/m kg 加料板液相密度f ρ：607.4983/m kg 料液平均密度l ρ：617.9363/m kg 精馏段平均密度1ρ：608.2433/m kg 提馏段平均密度2ρ：610.1383/m kg 全塔平均密度ρ：609.1913/m kg
3.5 液相平均表面张力
液相平均表面张力计算公式： σ
Lm =
∑i
i
x σ
表6 各组分的表面张力与温度的关系
温度（℃）
正戊烷（m N /）
正己烷（m N /）
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
由表6得
图5 正戊烷表面张力与温度的关系图
图6 正己烷表面张力与温度的关系图
①塔顶液相平均表面张力： 塔顶温度：05.37=D t ℃ 由图5,6可得：
A σ= 14.159（m N /10-3? ）
B σ=16.287（m N /10-3?） Dm
L ,σ
=0.973×14.159+0.027×16.287=14.216（m N /10-3?）
②进料板液相平均表面张力： 进料板温度：57.57=F t ℃
A σ =11.987（m N /10-3?）
B σ=14.221（m N /10-3?）
Fm
L ,σ
=0.442×11.897+0.558×14.221=13.194（m N /10-3?）
精馏段液相平均表面张力为
Lm σ=（14.216+13.194）/2=13.705（m N /10-3?）
同理可得：塔顶液相表面张力：14.216（m N /10-3?）
塔釜液相表面张力：13.296（m N /10-3?） 加料板液相表面张力：13.194（m N /10-3?） 料液平均表面张力：14.366（m N /10-3?） 精馏段平均表面张力：13.705（m N /10-3?） 提馏段平均表面张力：13.245（m N /10-3?） 全塔平均表面张力：13.475（m N /10-3?）
3.6 液相平均黏度
液相平均黏度计算公式：∑=
i i
Lm x
μμlg lg
表7 各组分的粘度与温度的关系
温度（℃）
正戊烷μ/mPa ·s
正己烷μ/ mPa ·s
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
由表7得
图7 正戊烷黏度与温度的关系图
图8 正己烷黏度与温度的关系图
①塔顶液相平均黏度： 塔顶温度：05.37=D t ℃ 由图7,8可得：
s m P a A ?=202.0μ s mPa B ?=26.0μ
-0.692
0.26log )973.01( 0.202log 973.0log )1(log log =?-+?=-+=B
A A A x x μμμ
s mPa Dm L ?=203.0,μ进料板液相平衡黏度：
②进料板温度：57.57=F t ℃ 由图7,8可得：
s mPa A ?=178.0μ s m P a B ?=227.0μ
-0.691
0.227log )442.01( 0.178 log 442.0log )1(log log =?-+?=-+=B
A A A x x μμμ
s mPa Fm L ?=204.0,μ
精馏段液相平均黏度为
()s m P a Lm ?=+=204.0204.0302.0μ 同理可得：塔顶液相黏度： 0.203 s mPa ?
塔釜液相黏度：0.218s mPa ?
正戊烷精馏塔工艺计算
正戊烷精馏塔工艺计算 1全塔物料平衡计算 1.1 原始数据获取： 表3-1 原料各组分数据汇总 .1.2物料衡算 物料的年处理量= 77100001000/8000 1299/580.3720.35860.251000.1 kmol h ??=?+?+?+? 根据设计要求选择05n C -为轻关键组分，06n C -正己烷为重关键组分，0 4n C -为轻组分，07n C -为重组分，轻组分和清关键组分从塔顶流出，重组分和重关键组 分从塔釜流出。假定为清晰分割， 4,w x ≈0，7,D x ≈0,则根据物料衡算关系列出下表：
表3-2 各组分物料衡算关系 联立物料衡算式方程： 1383D W += 389.7454.650.050.05W D D +-+= 0.05324.750.05129.9W D W +-+= 表3-3 清晰分割物料衡算计算结果汇总 1.3用泡点方程计算塔底温度： 对于压力低于200kpa 和分子结构相似的组分所构成的系统可按理想物系处理，汽液平衡常数仅与系统的温度和压力有关，与溶液的组成无关。当已知压力和温度时，由P-T-K 图可以直接查得平衡常数。 初设w t =70℃，由K-P-T 图按P=101.3kpa 查得各组分的i k 值， 求得各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-3：
表3-4 泡点方程计算塔底温度结果 在所设的72℃条件下，1 |1|0.0030.01c i iW i k X =-=<∑，符合要求。 1.4露点方程计算塔顶温度 ∴塔底温度为72℃。 因为本塔采用全凝气，所以塔顶温度就是塔顶产品的露点温度。 初设d t =30℃,由K-P-T 图按P=101.3kpa,查得t=30℃时各组分相平衡常数值，计算结果如下表3-4： 表3-5 露点方程计算塔顶温度结果 i 1 |(/)1|0.0050.01c D i i X k =-=<∑，符合要求。 ∴塔顶温度为28℃。
精馏塔的工艺标准计算
2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2.1 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D
精馏塔设计流程
在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故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，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B
F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h
板式精馏塔设计方案
板式精馏塔设计方案 一、设计方案确定 1.1 精馏流程 精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，乙醇、水混合原料液经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要的优点是操作弹性较大，液气比围较大，不易堵塞；但由于生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易产生漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底；塔板开孔率大，故生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率较高。但浮阀塔板也有缺点，即不易处理易结焦、高粘度的物料，而设计的原料是乙醇-水溶液，不属于此类。故总结上述，设计时选择的是浮阀塔板。 1.2设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。 1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
精馏塔工艺工艺设计方案计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，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。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
化工原理课程设计正戊烷和正己烷
课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
安徽理工大学课程设计（论文）任务书 机械工程学院过控教研室
目录 前言 (5) 1.概论 1.1 设计目的 (5) 1.2 塔设备简介 (6) 2.流程简介................... 错误!未定义书签。 3.工艺计算 (7) 3.1物料衡算 (8) 3.2理论塔板数的计算 (9) 3.2.1由正戊烷-正己烷的汽液平衡数据绘出x-y图， (9) 3.2.2 q线方程 (9) 3.2.3平衡线 (10) 3.2.4求最小回流比及操作回流比 (11) 3.2.5求精馏塔的气、液相负荷 (11) 3.2.6操作线方程 (12) 3.2.7逐板法求理论板 (11) 3.2.8实际板层数的求取 (13) 4.塔的结构计算 (13) 4.1混合组分的平均物性参数的计算 (13) 4.1.1平均温度t (13) m 4.1.2平均摩尔质量 (14) (15) 4.1.3平均压强p m 4.1.4平均密度 (15) 4.1.5液体的平均粘度 (17) 4.1.6液相平均表面张力 (18) 4.2塔高的计算 (18) 4.2.1最大空塔气速和空塔气速 (18) 4.2.2塔径 (19) 4.2.3 塔径的圆整 (21) (21) 4.2.4塔截面积A T 4.2.5实际空塔气速u (21) 4.3精馏塔有效高度的计算 (22)
5.塔板主要工艺尺寸的计算 (22) 5.1溢流装置计算 (22) 5.1.1堰长l w (22) 5.1.2溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 (22) 5.1.3弓形降液管宽度W d 及截面积A f (23) 5.1.4降液管底隙高度h (24) 5.2塔板布置筛板数目与排列 (24) 5.2.1塔板的分块 (24) 5.2.2边缘区宽度确定 (25) 5.2.3开孔面积的计算 (25) 5.2.筛孔计算及其排列............................. 错误!未定义书签。 6.筛板的流体力学验算 (24) 6.1气相通过筛板塔板的压降...................... 错误!未定义书签。4 6.1.1干板电阻 hc .. (26) 6.1.2板上充气液层阻力h 1 (26) 6.2、液泛验算 (26) 6.2.1与气体通过塔板的压降相当的液柱高度h p (27) 6.2.2液体通过降液管的压头损失h D ， (27) 6.2.3板上液层高度，取h L =0.05m ................... 错误!未定义书签。 6.3液沫夹带 (27) 6.4漏液的验算 (27) 7.塔板负荷性能图 (27) 7.1漏液线 (27) 7.2液沫夹带线 (28) 7.3液相负荷下限线 (28) 7.4液相负荷上限 (28) 7.5液泛线 (29) 8.精馏塔的工艺设计结果总表 (32) 9.塔附件设计 (33) 9.1 接管—进料管 (331) 9.2 法兰 (34) 9.3筒体与封头 (34)
板式精馏塔课程设计
《化工原理》课程设计报告 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 合作者 指导教师
化工原理设计任务书 一、设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 二、设计任务 1）进精馏塔的原料液中含氯苯为38%（质量百分比，下同），其余为苯。 2）塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。 3）生产能力为日产纯度为99.8%的氯苯Z吨产品。年工作日300天，每天24小时连续运行。（设计任务量为3.5吨/小时） 三、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6. 设备型式：自选 7．厂址天津地区 四、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五行数据的计算； 4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5.塔板的主要工艺尺寸计算； 6.塔板的流体力学计算； 7.塔板负荷性能图； 8.精馏塔接管尺寸计算； 9.绘制生产工艺流程图； 10.绘制精馏塔设计条件图； 11.绘制塔板施工图； 12.对设计过程的评述和有关问题的讨论
五、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压 i p （mmHg ） 2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-= ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。 纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01212??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。
精馏塔再沸器工艺计算
目录 目录 (1) 精馏塔再沸器工艺课程设计 (2) 1.设计任务及设计条件 (2) 2.方案论证 (2) 3.估算设备尺寸 (3) 4.传热系数校核 (3) 5.循环流量校核 (7) 6.设计结果汇总 (12) 7.工艺流程图 (13) 8.带控制点的工艺流程图 (13)
精馏塔再沸器工艺设计 1.设计任务及设计条件 (1) 设计任务：精馏塔塔釜，设计一台再沸器 (2) 再沸器壳层和管层的设计条件： 潜热γ 0=812.24kJ/kg 热导率λ =0.023W/(m?K) 粘度=0.361mPa?s 密度ρ0=717.4kg/m3 管层流体83℃下的物性数据： 潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m?K) 液相粘度=0.41 mPa?s 液相密度=721 kg/m3 液相定压比热容=2.094kJ/(kg?K) 表面张力=1.841×10-2N/m 汽相粘度=0.0067 mPa?s 汽相密度=0.032 kg/m3 蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2?K/kg 2.方案论证 立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。 立式热虹吸再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。由于结垢原因，壳层不能采用机械方法清洗，因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质，本设计中壳层介质为乙醇蒸汽，较易清洗。
3.估算设备尺寸 计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b m b ?=??==Φγ 计算传热温差m t ?为 (11583)(8583) 10.82()(11583)(8583) m t K Ln ---?= =-- 假设传热系数K=XX ，估算传热面积A p 为 拟用传热管规格230?φ，管长L=3000m ，计算总传热管数N T N T = 10063 03.014.334 .2840=??= L d A p π 若将传热管按正三角形排列，则可用N T =3a(a+1)+1，b=2a+1，D=t(b-1)+（2~3）d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm 取管程进口管径Di=250mm ，出口管直径D 0=600mm 。 4.传热系数校核 （1）显热段传热系数K CL 设传热管出口处汽化率xe ＝0.048，则可计算循环流量q mt ： )/(72.34048 .06000 s kg x q q e mb mt === ① 显热段管内表面传热系数 则计算传热管内质量流速G 为 )(534.01006026.04 14 .34 )]/([03.65534 .072.342222m N di Si s m kg S q G T i mt =??= = ?===π 雷诺数Re 为
化工原理课程设计利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺的设计副本
理工大学 课程设计说明书 设计题目：化工原理课程设计 学院、系：机械工程学院 专业班级：过程装配与控制工程 学生：王旦 指导教师：雪斌 成绩： 2013年12月27日 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，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于1%，原料液中含正己烷55%（以上均为质量分数）。（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（一年中有一个月检修） （5）厂址：地区 （六）设计容 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 目录
第1章序言 (3) 第2章精馏塔的物料衡算 (6) 2.1. 物料衡算 (6) 2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7) 第3章塔板数的确定 (8) N的确定 (8) 3.1. 理论板数 T 3.2. 实际板数的确定 (9) 第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9) 4.1. 操作压力的计算 (9) 4.2. 密度的计算 (10) 4.3. 表面力的计算 (11) 4.4. 混合物的粘度 (12) 4.5. 相对挥发度 (12) 第5章塔体工艺条件尺寸 (13) 5.1. 气、液相体积流量计算 (13) 5.2. 塔径的初步设计 (14) 5.3. 溢流装置 (16) 5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17) 第6章塔板负荷性能图 (20) 6.1. 物沫夹带线 (20) 6.2. 液泛线 (21) 6.3. 液相负荷上限 (22) 6.4. 漏液线 (22) 6.5. 液相负荷下限 (23) 第7章结束语 (24)
板式精馏塔设计书.doc
板式精馏塔设计任务书4-3 一、设计题目： 苯―甲苯精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、设计任务：生产能力（进料量） 6万吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料组成 48.0％（质量分率，下同） 塔顶产品组成 98.0％ 塔底产品组成 3.0% 2、操作条件 操作压力常压 进料热状态泡点进料 冷却水 20℃ 加热蒸汽 0.19MPa 3、设备型式筛板塔 4、厂址安徽省合肥市 三、设计内容： 1、概述 2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板数的计算(板式塔) ( 1 ) 物料衡算; ( 2 ) 平衡数据和物料数据的计算或查阅; ( 3 ) 回流比的选择; ( 4 ) 理论板数和实际板数的计算; 4、主要设备工艺尺寸设计 ( 1 ) 塔内气液负荷的计算; ( 2 ) 塔径的计算; ( 3 ) 塔板结构图设计和计算； ( 4 )流体力学校核； ( 5 )塔板负荷性能计算； ( 6 )塔接管尺寸计算； ( 7 )总塔高、总压降及接管尺寸的确定。 5、辅助设备选型与计算 6、设计结果汇总 7、工艺流程图及精馏塔装配图 8、设计评述
目录 1、概述 (3) 1.1 精馏单元操作的简介 (3) 1.2 精馏塔简介 (3) 1.3 苯-甲苯混合物简介 (3) 1.4设计依据 (3) 1.5 技术来源 (3) 1.6 设计任务和要求 (4) 2、设计计算 (4) 2.1确定设计方案的原则 (4) 2.2操作条件的确定 (4) 2.2.1操作压力 (4) 2.2.2进料状态 (5) 2.2.3加热方式的选择 (5) 2.3设计方案的选定及基础数据的搜集 (5) 2.4板式精馏塔的简图 (6) 2.5常用数据表： (6) 3、计算过程 (8) 3.1 相关工艺的计算 (9) 3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9) 3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9) 3.1.3 物料衡算 (9) 3.1.4 最小回流比及操作回流比的确定 (9) 3.1.5精馏塔的气、液相负荷和操作线方程 (10) 3.1.6逐板法求理论塔板数 (10) 3.1.7精馏塔效率的估算 (12) 3.1.8实际板数的求取 (12) 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12) 3.2.1操作压力计算 (12) 3.2.2操作温度计算 (13) 3.2.3平均摩尔质量计算 (13) 3.2.4平均密度计算 (14) 3.2.5液体平均表面张力计算 (15) 3.2.6液体平均粘度计算 (16) 3.3 精馏塔的主要工艺尺寸的计算 (17) 3.3.1 塔内气液负荷的计算 (17) 3.3.2 塔径的计算 (17) 3.3.3 精馏塔有效高度的计算 (19) 3.4 塔板结构尺寸的计算 (19) 3.4.1 溢流装置计算- (19) 3.4.2塔板布置 (21) 3.5筛板的流体力学验算 (23) 3.5.1 塔板压降相当的液柱高度计算 (23) 3.5.2液面落差 (24)
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计 算书 1
2
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分) 化学与环境工程学院 化工与材料系 5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%(以上均为质量%)。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa(表压); 2.进料热状况,自选; 3.回流比,自选; 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa; 5.单板压降不大于0.7kPa; 6.年工作日330天,每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明; 2.塔的工艺计算; 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算; 4.塔内流体力学性能的设计计算; 5.塔板负荷性能图的绘制; 1 2020年5月29日
2 2020年5月29日 6.塔的工艺计算结果汇总一览表; 7.辅助设备的选型与计算; 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制; 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p (mmHg) 2.组分的液相密度ρ(kg/m 3) 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐:t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐:t B 0657.14. 1124-=ρ 式中的t 为温度,℃。 3.组分的表面张力σ(mN/m)
3 2020年5月29日 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算: A B B A B A m x x σσσσσ+= (B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率) 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示: 38 .01 238 .012??? ? ??--=t t t t r r c c (氯苯的临界温度:C ?=2.359c t ) 5.其它物性数据可查化工原理附录。 附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分) 一、设计方案的确定及工艺流程的说明 原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。
苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书
苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分） 化学与环境工程学院 化工与材料系 2004年5月27日
课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计 一、设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。 二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）
2.组分的液相密度ρ（kg/m 3） 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ） 双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。 附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）
正戊烷-正己烷混合液板式精馏塔设计
正戊烷－正己烷混合液板式精馏塔设计 08(2)班 08233214 缪建芸 [摘要]化工设计在化学工程项目建设的整个过程中，是一个极其重要的环节，是工程建设的灵魂。化工设计是一门综合性很强的专业知识，同时又是一项政策性很强的工作，需要设计工作者拥有坚实的化学知识及化工常识。本文设计了一个常压浮阀精馏塔，分离含正戊烷45％（以下皆为质量分数）的正戊烷—正己烷混合液，其中混合液进料量为12626kg/h，进料温度为35℃，要求获得99％的塔顶产品和小于2％的塔釜产品,再沸器用0.25Mpa(表压)的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用20℃冷水为冷凝介质. 通过翻阅大量的资料进行物性数据处理、塔板计算、结构计算、流体力学计算、画负荷性能图以及计算接管壁厚对浮阀塔展开了全方面的设计。 [关键词]化工设计，常压浮阀塔，物性，塔板
目录 摘要 .................................................... 错误！未定义书签。第一章概论 .. (4) 1.1 塔设备在化工生产中的作用和地位: (4) 1.2 塔设备的分类及一般构造 (4) 1.3 对塔设备的要求 (5) 1.4 塔设备的发展及现状: (5) 1.5 塔设备的用材 (5) 1.6 板式塔的常用塔型及其选用 (5) 1.6.1 泡罩塔 (5) 1.6.2 筛板塔 (6) 1.6.3 浮阀塔 (6) 1.7 塔型选择一般原则 (7) 1.7.1 与物性有关的因素 (7) 1.7.2 与操作条件有关的因素 (8) 1.7.3 其他因素 (8) 1.8 板式塔的强化 (8) 第二章塔板计算 (9) 2.1 设计任务与条件 (9) 2.2 设计计算 (10) 2.2.1 设计方案的确定 (10) 2.2.2 精馏塔的物料衡算 (10) 2.2.3 塔板数的确定 (11) 第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (14) 3.1 操作压力 (14) 3.2 操作温度 (14) 3.3 平均摩尔质量.................................... 错误！未定义书签。4 3.4 平均密度......................................... 错误！未定义书签。 3.5 液相平均表面张力................................. 错误！未定义书签。 3.6 液相平均黏度 (19) 3.7物性数据总汇 (21) 第四章精馏塔的塔体、塔板工艺尺寸计算 ................... 错误！未定义书签。 4.1 塔径的计算....................................... 错误！未定义书签。 4.2 精馏塔高度的计算................................. 错误！未定义书签。 4.3 溢流装置计算..................................... 错误！未定义书签。 4.4 塔板布置及浮阀数目与排列 (26) 第五章塔板流体力学验算 (28) 5.1气相通过浮阀塔板的压降 (28) 5.2 淹塔 (28) 5.3 雾沫夹带 (29) 第六章负荷性能图 ....................................... 错误！未定义书签。 6.1雾沫夹带线 ....................................... 错误！未定义书签。 6.2液泛线 ........................................... 错误！未定义书签。 6.3 液相负荷上限线................................... 错误！未定义书签。
板式精馏塔实验报告
板式精馏塔实验报告 学院：广州大学生命科学学院 班级：生物工程121班 分组：第一组 姓名： 其他组员： 学号：
指导老师：尚小琴吴俊荣 实验时间2014.11.15 摘要：此次实验是对筛板精馏塔的性能进行全面的测试，实验主要对乙醇正丙醇精馏过 程中的研究不同条件下改变参量时的实验结果，根据实验数据计算得出塔釜浓度、回流比、进料位置等与全塔效率的关系，确定该筛板精塔的最优实验操作条件。 关键词：精馏；回流比；全塔效率；塔釜浓度 Abstract:The sieve plate distillation column performance comprehensive testing, mainly on ethanol isopropyl alcohol distillation process in the different experimental conditions were discussed, the reactor concentration, reflux ratio, feed location and the entire towerThe relationship between the efficiency of sieve plate tower, determine the optimal experimental conditions of fine. Key words: Distillation;reflux ratio;the tower efficiency 引言：精馏是利用混合液中两种液体的沸点差异来分离两种液体的过程。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。精馏过程的节能措施一直是人们普遍关注的问题。精馏操作是化工生产中应用非常广泛的一种单元操作，也是化工原理课程的重要章节[2]。分析运行中的精馏塔，当某一操作条件改变时的分离效果变化，属于精馏的操作型问题[4]。本研究从塔釜浓度、回流比、进料位置、全回流和部分回流等操作因素对数字型筛板精馏塔进行全面考察[1]，得出一系列可靠直观的结果，加深对精馏操作中一些工程概念的理解，对工业生产有一定的指导意义通过本实验我们得出了大量的实验数据，由计算机绘图找出最优一组实验参数,在这组参数下进行提纯将会节约大量能源，同时为今后开出的设计型、综合型、研究型的实验项目，为学生的创新性科研项目具有重要的教改意义[3]。 1.实验部分
精馏塔计算方法
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………
丙烯—丙烷板式精馏塔设计1讲解
过程工艺与设备课程设计 丙烯——丙烷精馏塔设计 课程名称：化工原理课程设计 班级： 姓名： 学号： 指导老师： 完成时间：
前言 本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共7章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！
目录 第一节：标题 丙烯—丙烷板式精馏塔设计 第二节：丙烯—丙烷板式精馏塔设计任务书 第三节：精馏方案简介 第四节：精馏工艺流程草图及说明 第五节：精馏工艺计算及主体设备设计 第六节：辅助设备的计算及选型 第七节：设计结果一览表 第八节：对本设计的评述 第九节：工艺流程简图 第十节：参考文献 第一章 任务书 设计条件 1、 工艺条件： 饱和液体进料 进料丙烯含量%65x F (摩尔百分数)。
塔顶丙烯含量% x 98 ≥ D 釜液丙烯含量% ≤ x 2 W 总板效率为0.6 2、操作条件： 塔顶操作压力1.62MPa(表压) 加热剂及加热方法：加热剂——热水 加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水 回流比系数：R/Rmin=1.2 3、塔板形式：浮阀 4、处理量：F=50kml/h 5、安装地点：烟台 6、塔板设计位置：塔顶 安装地点：烟台。 处理量：64kmol/h 产品质量：进料65% 塔顶产品98% 塔底产品<2% 1、工艺条件：丙烯—丙烷 饱和液体进料 进料丙烯含量65% (摩尔百分数) 塔顶丙烯含量98% 釜液丙烯含量<2% 总板效率为0.6 2、操作条件： 塔顶操作压力1.62MPa(表压)
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算 2、1精馏塔的物料衡算 2、1、1基础数据 (一)生产能力: 10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。 (二)进料组成: 乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。 (三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。 2、1、2物料衡算(清晰分割) 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ， 表2、1 进料与各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得: ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ (式2、 1) 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500 总计 226、8659 100
5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2、2精馏塔工艺计算 2、2、1操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199): C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注:压力单位0、1Mpa,温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544 总计 226、8659 13、2434 213、6225 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、8 41、0 乙苯 106 617、2 36、0 名称 A B C D
精馏塔的工艺计算
2 精馏塔的工艺计算 精馏塔的物料衡算 基础数据 （一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。 （二）进料组成： 乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。 （三）分离要求： 馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。 物料衡算（清晰分割） 以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ， 表 进料和各组分条件 由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D= 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯 总计 100
132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 精馏塔工艺计算 操作条件的确定 一、塔顶温度 纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数 注：压力单位，温度单位K 编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯 总计 组份 相对分子质量 临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D