正戊烷—正己烷连续精馏塔的设计.doc

正己烷连续精馏塔的设计前 言化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有利用价值组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工或轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的正戊烷正己烷这一二元物质中进行正戊烷的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器也进行了相关的计算选型。相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关化工原理、化学工程手册、冷换设备工艺计算手册、化工工艺设计手册、化工设备用钢、化工设计、化工设备、化工设备机械基础、化工流程模拟实训Aspen Plus教程等方面的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。化工原理课程设计任务书班级 化工121班 姓名 魏渊 学号 1205200081 设计题目：正戊烷正己烷连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离正戊烷正己烷混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 76550 吨正戊烷正己烷混合物。2、原料液中含正戊烷 41.5 %（质量），其余为正己烷。3、产品要求：馏出液中的正戊烷含量为 95 %（质量）。 釜液中的正戊烷含量不高于 2 %（质量）。 设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：自选。2、操作压力：常压。3、进料状况： 冷液进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。指导老师： 尚小琴（教授） 2015年 1 月 6 日第一章 设计方案的确定1.1 概述精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），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的挥发度的不同。使易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的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计任务为分离正戊烷一正己烷混合物，由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过冷液体进料，将原料液直接送人精馏塔内。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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源。1.2 基本原理在化工、轻工、石油等生产过程中，混合物的分离是生产过程中的重要过程。原料和中间产品有许多是由几个组分液相组成的均相混合物，为了对某些组分进行提纯或回收其中的有用组分以达到生产的目的，通常需要对混合物进行分离，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于正戊烷比正己烷在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中正戊烷为易挥发组分，正己烷为难挥发组分。1.3 确定设计方案原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：(1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3) 保证生产安全 生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.4 设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行： (1) 确定设计方案；(2) 平衡级计算和理论塔板的确定；(3) 塔板的选择；(4) 实际板数的确定；(5) 使用化工流程模拟软件Aspen Plus进行流程模拟；(6) 塔体流体力学计算；(7) 管路及附属设备的计算与选型；(8) 撰写设计说明书和绘图。1.5 设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6 操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：(1) 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。(2) 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。(3) 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离正戊烷和正己烷的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.7 加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用热蒸汽间接加热。1.8 进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D 和进料量F 的比值D/F 有关；对于低温精馏，不论D/F 值如何，采用较高的q 值为经济；对于高温精馏，当D/F 值大时宜采用较小的q 值，当D/F 值小时宜采用q 值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1) 进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；(2) 当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。本次设计以冷夜进料方式进料。（塔内物料示意图如下）图1-1进料状况示意图1.9 回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3 种方法之一来确定回流比。(1) 根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2) 先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12 倍，即R（1.12）Rmin；(3) 在一定的范围内，选5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R= Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.10 热能利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.11 工艺流程示意图(1)精馏流程总图图1-2精馏流程总图(2)原料液的物流走向图冷液进料注：1、F为进料液物流；2、D为塔顶溜出液物流；3、W为塔底釜液物流。图1-3 精馏工艺流程图(3)全凝器内物流的走向图注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。图1-4 全凝器物流流程图(4)再沸器内物流的走向图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程。图1-3再沸器物流流程图第二章 精馏塔的工艺设计计算2.1 设计任务和条件（一）设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离正戊烷正己烷混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 67850 吨正戊烷正己烷混合物。2、原料液中含正戊烷 41.5 %（质量），其余为正己烷。3、产品要求：馏出液中的正戊烷含量为 95 %（质量）。 釜液中的正戊烷含量不高于 2 %（质量）。 设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：自选。2、操作压力：常压。3、进料状况： 冷液进料 。4、冷却水进口温度： 30 ，出口温度 34 。5、塔板形式：浮阀塔板。2.2 工艺计算2.2.1 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. 正己烷的摩尔质量 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3. 物料衡算原料处理量 总物料衡算 解得： D=62.23kmol/h，W=71.38kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量表2-1 物料衡算表进口出口项目流量（kmol/h）项目流量(kmol/h)进料F133.61塔顶产品D62.23塔底出量W71.382.2.2 塔板数的确定1. 理论塔板数NT的求取对于正戊烷正己烷溶液的物系，可用图解法求理论塔板数。（1） 查找个体系的汽液相平衡数据（化工原理第四版化学工业出版社）表2-2 正戊烷正己烷的饱和蒸汽压和温度的关系温度/PA/kPaPB/kPa温度/PA/kPaPB/kPa36.1101.3331.9855185.1864.4440115.6237.2660214.3576.3645136.0545.0265246.8989.9650159.1654.0468.7273.28101.33总压为P=101.33kPa根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡分压为式中 P-溶液上方组分的平衡压强Pa P-在溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa x-溶液中组分的摩尔分数。气液平衡下液相组成与平衡温度间的关系为（t-x关系式）气液平衡下气相组成与平衡温度间的关系为（t-y关系式）计算结果列于下表2-3表2-3 正戊烷（A)正己烷（B）溶液的t-x-y计算数据（101.33kPa）温度/xy温度/xy36.111550.310.57400.820.93600.180.38450.620.83650.070.17500.450.7168.700根据上表中计算数据画出正戊烷正己烷混合液的txy图和xy图：图2-1 正戊烷正己烷混合液的txy图图2-2 正戊烷正己烷图烷混合液的xy图（2）求最小回流比和操作回流比 因为是冷液进料，故需要先确定q值。查阅化工原理附录蒸发潜热共线图，可以读出：操作条件下（101.33kPa，25），正戊烷的汽化热为351kJ/kg，正己烷的汽化热为362kJ/kg。则原料液的汽化热为由图1-1查出进料组成为时溶液的泡点温度为49，平均温度为。由附录中液体比热容共热线查出在37下正戊烷和正己烷的比热容为和，故原料液的平均比热容为所以 则 ，故从图中点e做斜率为9.93的直线，即得到q线（计算得，q线方程为）。图2-3 q线与相图交点的确定使用作图法来求最小回流比，读图可以得到q线与xy图的交点d的坐标为（0.486，0.726），即，故最小回流比为：实际回流比在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当R稍大于时，塔板数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于R的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故R增加到某一数值以后，设备费又回升。精馏过程的操作费用主要包括再沸器加热介质和冷凝器冷却介质的费用。当回流比增加时，加热介质和冷却介质消耗量随之增加，使操作费用相应增加。总费用是设备费用与操作费用之和，在设计时，当总费用最小时的R即为适宜的回流比。所以在本次设计中，回流比的确定是一个非常重要的环节，故采取下述方法来确定回流比。先确定最少理论板数，按照经验公式确定最少理论塔板数(不包括再沸器）故最优操作回流比R为（公式来源：见参考文献9）（3） 求精馏塔的气、液相负荷图2-4 进料状况示意图 由于进料方式为冷夜进料，故： （4）精馏段操作线方程为（5）提馏段操作线方程为采用如图解法求理论板层数。图2-5 图解法求理论板层数求解结果为：总理论板层数NT=11（不包括再沸器），其中NT，精=4，NT，提=7，进料板位置图2-6 图解法求理论板层数（提馏段部分放大图）（6）图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图2-5、2-6所示。求解结果为：总理论板层数 NT=11（不包括再沸器）精馏段理论板层数 NT精=4提馏段理论板层数 NT提=7（包括进料板）进料板位置 NF=52. 实际塔板数的求取（1）操作温度的计算塔底组成 塔顶组成图2-7 xD、xW的确定根据正戊烷正己烷的温度组成（t-x-y图）查得下列温度 泡点温度：=49.00 塔顶温度：=36.87 塔釜温度：=66.67 全塔平均温度 （2）相对挥发度计算（，）由Antoine方程（）求算正戊烷、正己烷的饱和蒸汽压。其中，正戊烷、正己烷的Antoine常数见表3-2表3-2 正戊烷、正己烷的Antoine常数组分ABC正戊烷6.85221064.63232.00正己烷6.87781171.53224.37结果汇总于表3-3挥发度相关数据数据中。表3-3 挥发度相关数据数据记录项目进料塔顶塔底轻组分的摩尔分数0.4590.9580.024物系温度t/25.0036.8766.67正戊烷的饱和蒸汽压P0A/kPa68.33104.11258.56正己烷的饱和蒸汽压P0B/kPa20.1732.9894.93平均相对挥发度3.393.162.72 所以，全塔平均相对挥发度为 精馏段平均相对挥发度为 提馏段平均相对挥发度为（3） 塔板总效率的计算根据知Oconnell公式得全塔效率：注：由于Oconnell公式适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。因此本设计总效率设为ET =55% （4）实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 总实际板数 实际进料板为第8块板。第三章 ASPEN PLUS精馏塔分离单元模拟 蒸馏过程的简捷法计算一般采用手工计算，也可以应用流程模拟软件进行计算，目前主要的流程模拟软件有ASPEN PLUS、HYSIS、PRO-II等。本次设计主要运用化工流程模拟软件ASPEN PLUS进行分离单元的模拟运算。ASPEN PLUS简捷法精馏（设计型）计算可对一个带有分凝器或全凝器、一股进料和两种产物的蒸馏塔进行简捷法设计计算。它使用Winn法来估算最小塔板数，使用Underwood 法来估算最小回流比，使用Gilliland 关联式来估算规定塔板数时所需要的回流比，或估算规定回流比时所需要的塔板数。设计过程中需要规定轻、重关键组分的回收率，再沸器和冷凝器的压力，回流比或理论塔板数，程序根据计算给出塔的塔温和底温、最小和实际回流比、最小的实际理论板数、进料板位置、冷凝器和再沸器的热负荷。ASPEN PLUS 提供了DSTWU、Distl、RadFrac、Extract等分离单元模块。这些模块可以模拟蒸馏、吸收、萃取等的过程。DSTWU是多组分精馏的简捷设计模块，是针对相对挥发度近似恒定的物系开发，用于计算仅有一股进料和两股产品的简单精馏塔。DSTWU模块计算精度不高，常用于初步设计，当存在共沸物时，计算结果可能会出错，DSTWU模块的计算结果可以为严格精馏计算提供合适的初值。本设计中采用简捷法来初步设计正戊烷正己烷精馏塔。其中，冷凝器压力为2.826kPa（表压），再沸器压力为16.126kPa，进料量为，温度为25，压力为，质量组成为正戊烷，正己烷0.585，塔顶为全凝器，回流比假定为最小回流比的1.5倍，要求塔顶产品中正戊烷含量不低于95%（质量分数），塔底产品中正戊烷含量不高于2%（质量分数），用PENGROB物性方法。3.1精馏塔的简捷设计模块DSTWU，设计过程模拟步骤如下。图3-1 DSTWU模块流程输入组分及模块参数，进行模拟计算，得出结果如下：图3-2模块（DSTWU）结果从上图中可以看出最小回流比为0.98，最小理论板数为7（包括再沸器和冷凝器），实际回流比为1.17，实际理论板数为16（包括全凝器和再沸器），进料位置为第8块板，塔顶产品与进料摩尔流率比（Distillate to feed fraction）为0.4655。最后生成回流比随理论板数变化表，如图3-3。合理的理论板数应在曲线斜率绝对值较小的区域内选择。表3-1 回流比随理论板数变化表图3-3 回流比与理论板数关系曲线本设计中手算所得计算结果为，最小理论板数为5.36，理论板数NT=13（包括冷凝器和再沸器），其中NT，精=4，NT，提=7，进料板位置。与上述模块（DSTWU）计算结果稍有偏差，但总体上而言，可认为是处于合理的理论板数范围内，故本设计结果具有可操作性。3.2精馏塔的简捷校核模块Distl，设计过程模拟步骤如下。图3-4 Distl模块流程Distl模块可对带有一股进料和两股产品的简单精馏塔进行简捷校核计算，此模块用Edmister 方法设计精馏塔的产品组成。Distl模块有两个假设，即恒摩尔流假设和和恒定的相对挥发度。Distl 模块流程图如图3-4所示。现用简捷法校核正戊烷正己烷精馏塔，各项参数使用本设计手算数据进行流程模拟，可以得到冷凝器及再沸器的热负荷、塔顶产品及塔底产品的质量纯度。输入组分及模块参数，进行模拟计算，得出结果如下：图3-5 查看模块（Distl）结果从过程模拟计算结果中可以看出，其中冷凝器的热负荷为，再沸器的热负荷为。图3-6 查看物流（Distl）结果从图3-6中可以看出每股物料的详细信息，其中塔顶产品中正戊烷的质量纯度为93.6%，塔底产品中正己烷的纯度为97.14%。3.3精馏塔的严格计算模块RadFrac，设计过程模拟步骤如下。图3-7 RadFrac模块流程RadFrac模块可对下述过程做严格模拟计算，普通精馏、吸收、汽提、萃取精馏、共沸精馏、反应精馏等。RadFrac适用于两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系。现用精馏塔严格计算模块RadFrac来进行严格核算和设计计算，各项参数使用本设计手算数据进行流程模拟，可以得到满足产品纯度要求所需的回流比和塔顶产品的流率及塔底产品的质量纯度；在满足产品纯度的基础上，绘制塔内温度曲线、塔内液相质量组成分布曲线等。RadFrac模块流程图如图3-7所示。图3-8 查看物流结果 从图3-8中可以看出，塔顶产品中正戊烷质量纯度为98.04%，塔底产品中正己烷质量纯度为99.91%。RadFrac模块不仅可以进行校核核算，也可以进行设计计算。通过设置两项设计规定和操纵变量使产品纯度提高，使塔顶纯度达到97%以上，塔顶产品纯度达到99%以上。图3-9 查看冷凝器结果图3-10 查看再沸器结果图3-11 查看物流结果从图3-10、3-11中可以看出，达到上述质量纯度时，冷凝器热负荷为1147.31kW，冷凝器热负荷为1374.78kW，所需回流比为1.56，塔顶产品流率为62.1kmol/h。在TPFQ页面查看塔内温度、组成的分布情况，并绘制塔内温度分布曲线和组成分布曲线。图3-12 查看物流结果绘制图线如下：118图3-13塔内温度分布曲线图3-14塔内液相质量组成分布图图3-16塔内液相、气相流率分布图图3-17塔内压力分布图图3-18塔内K值（K-Values）分布图图3-19塔内相对挥发度（Re Vol）分布图第四章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作压力塔顶操作压力 (常压)每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 4.2 操作温度 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：进料温度：塔顶温度：塔釜温度：精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.3 平均摩尔质量1. 塔顶混合物平均摩尔质量计算 使用Origin软件拟合出气液相平衡曲线的4次方拟合方程为：（结果见附件3）因为在塔顶存在，查平衡曲线得。2. 进料板混合物平均摩尔质量计算 进料板液相组成 进料板气相组成 3.塔底平均摩尔质量计算：由，查平衡曲线得。 4.精馏段混合物平均摩尔质量5.提馏段混合物平均摩尔质量4.4 平均密度4.4.1精馏段平均密度1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即2.液相平均密度液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度。由，查手册得，塔顶液相质量分数 进料板平均密度由，查手册得，进料板液相质量分数 精馏段平均密度4.4.2提馏段的平均密度1.气相平均密度由理想气体状态方程计算，即塔底液相平均密度由，查手册得，提馏段平均密度4.5 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算：由，查附表得：塔顶 塔底液相平均表面张力的计算：由，查附表得： 塔底 进料板液相平均表面张力：由，查附表得： 进料板 精馏段平均表面张力为：提馏段平均表面张力为：4.6 液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：塔顶液相平均黏度的计算：由，查附表得：0.0002021472 塔顶 塔底液相平均黏度的计算：由，查附表得： 塔底 进料板液相平均黏度的计算：由，查附表得： 精馏段液相平均黏度为： 提馏段液相平均黏度为：第五章 精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算1. 塔径计算可依据流量公式： 式中 塔径，m 气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s。表观空塔气相速度（按全塔截面计）按下式进行计算： 安全系数（0.60.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取安全系数为0.7。其中， （为液相密度，为气相密度，kg/m3 ，C为负荷因子，为极限空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为；参数反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（为板间距，为板上液层高度）图4-1 史密斯关联图设计中，板上液层高度由设计者选定，对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。本设计取0.05m。表4-1 板间距的确定塔径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距，mm200300300350350450450600500800800本设计根据标准，HT取0.45m，取0.05m。则 查史密斯关联图（见图4）可得精馏段 提馏段 （1） 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速的计算公式：精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为精馏段空塔气速：对C作修正：则 取安全系数为0.7，则空塔气速为提馏段空塔气速：对C作修正：则 取安全系数为0.8，则空塔气速为（2）塔径精馏段塔径：按标准塔径圆整后为 由表-可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m，符合假设。塔截面积 实际的空塔气速 提馏段塔径：按标准塔径圆整后为 D=1.4m塔截面积为 实际空塔气速为 5.2 精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开1个人孔，在提馏段开1个人孔，其高度均为0.7m。故精馏塔有效高度为第六章 塔板主要工艺尺寸计算6.1精馏段主要工艺尺寸计算溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。6.1.1 溢流堰溢流堰（外堰）又称出口堰，它设置在塔板上的液体出口处，为了保证塔板上有一定高度的液层并使液流在板上能均匀流动，降液管上端必须超出塔板板面一定高度，这一高度称为堰高，以表示。弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。为使上一层板流入的液体能在板上均匀分布，并减少进入处液体水平冲击，常在液体的进入口处设置内堰，当降液管为圆形时，应有内堰，当采用弓形降液管时可不必设置内堰。堰长根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取为（0.60.8）D，其中D为塔径。板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即： =+式中板上液层高度，m堰高，m堰上液层高度，m。堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。溢流堰的高度直接影响塔板上的液层厚度。过小，液层过低使相际传质面积过小不利于传质；但过大，液层过高将使液体夹带量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根据经验，对常压和加压塔，一般采取=5080mm。对减压塔或要求塔板阻力很小的情况，可取为25mm左右。堰长的大小对溢流堰上方的液头高度有影响，从而对塔板上液层高度也有明显影响。对于塔径大于800mm的大塔，常采用倾斜的降液管及凹形受液盘结构，但不适宜用于易聚合及有悬浮固体的情况，此时比较适宜用平直堰结构。 因此，在本设计中选择了平直堰结构。6.1.2 溢流装置计算因塔径D1=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：1、堰长 取2、溢流堰高度 由。选用平直堰，堰上液层高度依下式算，即 式中，为塔内液体流量，m3/h；为堰长，m；E为液流收缩系数。查液流收缩系数图（图5-1），得 E=1.02图6-1 液流收缩系数图取板上液层高度，故3、弓形降液管宽度与降液管面积 由，查弓形降液管的宽度与降液管面积图（图5-2）得：，图6-2弓形降液管的宽度与降液管面积图故 4、液体在降液管中停留时间 经检验，降液管设计符合要求。5、降液管底隙高度取降液管的流速 ，则 故降液管底隙高度设计合理。6.1.3 塔板布置及浮阀数目与排列1. 阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：精馏段 阀孔气速与每层板上的阀孔数N的关系如下：（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即2. 塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取，相邻两排间的中心距t可按下式进行估算。 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用91mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-3），分成3块，共安排浮阀个数。图6-3 塔孔布置图因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在912范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率=通常，常压操作的塔开孔率在10%14%之间，因此该设计符合要求。6.2提馏段主要工艺尺寸计算6.2.1 溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：1、堰长 取2、溢流堰高度 由。选用平直堰，堰上液层高度依下式算，即查液流收缩系数图（图5-1），得 E=1.03取板上液层高度，故3、弓形降液管宽度与降液管面积 由，查弓形降液管的宽度与降液管面积图（图5-2）得：，故 4、液体在降液管中停留时间 经检验，降液管设计符合要求。5、降液管底隙高度取降液管的流速 ，则故降液管底隙高度设计合理。6.2.2 塔板布置及浮阀数目与排列1. 阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：提馏段 根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即2. 塔板布置由上知选取边缘区宽度，泡沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用78mm，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-4），分成4块，共安排浮阀个数。图6-4 塔孔布置图因此，实际中阀孔气体速度为由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔动能因素变化不大，仍在912范围内。因此阀孔数适宜。塔板开孔率通常，常压操作的塔开孔率在10%14%之间，因此该设计符合要求。第七章 塔板流体力学验算7.1 精馏段流体力学验算7.1.1 气相通过浮阀塔的压降气体通过每层浮阀塔板的压降应为：其中为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。习惯上，常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示，故上式又可写成 式中，是与相当的液柱高度，=，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度， =，m是与相当的液柱高度，=，m1、 干板阻力计算： 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以表示。 阀全开前（） =19.9-（a）阀全开后（） =5.34-（b）式中 阀孔气速，m/s； 液体密度，kg/ 气体密度，kg/计算时，可先将上二式联立而解出临界孔速，即令：19.9 =5.34将g=9.81m/代入，解得：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液柱 液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。7.1.2 淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度 取，则取，前已选定及求得， 因此，计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。7.1.3 雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带 按下式计算泛点率或板上液流径长度 板上流液面积 正戊烷和正己烷为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.123。将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。表7-1 物性系数表系统物性系数K0系统物性系数K0无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统0.73氟化物0.9严重发泡系统0.60中等发泡系统0.85形成温度泡沫的系统0.30图7-1 泛点负荷系数图7.2 提馏段流体力学验算7.2.1气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。7.2.2 淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度 取，则取，前已选定及求得因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。7.2.3 雾沫夹带校核1、 计算泛点百分率校核雾沫夹带 板上液流径长度 板上流液面积 正戊烷和正己烷为正常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由（图6-1）查得泛点负荷系数0.126。将以上数值代入上式得： 计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。第八章 塔板负荷性能图8.1 精馏段塔板负荷性能图8.1.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得： 或 由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表8-1 雾沫夹带线数据0.0020.0040.010350.0007250.92180.89910.8270.93638.1.2 液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，代入数据得： 因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式简化成VS与LS的关系：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表8-2 液泛线数据0.0010.010350.0050.0060.0007251.02980.076580.92570.90101.04378.1.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，依下式得：液体在降液管内停留时间 求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 8.1.4 漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：8.1.5 液相负荷下限线 对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），