正己烷-正庚烷分离过程筛板精馏塔课程设计(共35页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计说明书正己烷-正庚烷分离过程筛板精馏塔设计系 别：化工系班 级：09化工2班学 号：姓 名：张艳攀指导老师：李梅设计日期：2012年六月10号星期五目录第一部分 概述一、设计目标分离正己烷-正庚烷混合液的筛板式精馏塔设计二、设计任务试设计分离正己烷-正庚烷混合物的筛板精馏塔。精馏分离含正己烷30%的正己烷-正庚烷混合液，要求塔顶馏岀液中含正己烷不小于96%，塔底釜液中含正己烷不高于2%。（以上均为质量分数）年处理量为2.3万吨正己烷-正庚烷混合液。三、设计条件操作压力进料热状况回流比与最小回流比比值单板压降全塔效率4kPa（塔顶表压）气液混合进料1.5

2、0.7kPa 四、设计内容编制一份设计说明书，主要内容包括：1、设计任务。2、塔的工艺计算：包括全塔物料衡算、塔底及塔顶温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔的理论板数、实际板数。3、塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数及开孔率。4、塔板流体力学验算。5、塔板负荷性能图。6、撰写设备结果一览表。7、绘制精馏塔的设备图。8、设计感想、设计评价。9、参考文献。五、工艺流程图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凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此

3、，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。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。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力

4、表）。以测量物流的各项参数。塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。连续精馏操作流程图第二部分 工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离正己烷-正庚烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气-液混合进料，将原料液通过预热器加热至83后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数正己烷的摩尔质量 =86.17kg/mol正庚烷的摩尔质量 =100.21kg/mol原料处

5、理量为： kg/h2.原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均相对分子质量 =0.32286.17+ (1-0.322)100.21=95.68kg/kmol =0.96586.17+ (1-0.965)100.21=86.66kg/kmol =0.17+ (1-0.0231)100.21=99.88kg/kmol3.物料衡算原料处理量 总物料衡算 D+W3194 正己烷物料衡算0.96+ 0.020.33194 联立解得 D= 951.4k/h，W= 2242.6 k/h， 3194kg/hF=3194/95.68= 33.38 /h, D=951.4/86.66= 10.93kmol/

6、h,W=2242.6/99.88= 22.45kmol/h 三、塔板数的确定 1.理论板层数的求取正己烷-正庚烷物系的气液平衡数据，查表2求相对挥发度和q值设t=81.5，查图的x=0.357，y=0.634，=0.322 代入的q=0.9， 联立q线方程和平衡方程的：最小回流比联立q线方程和平衡方程的： 最小回流比为：= =1.5 取操作回流比为： 求操作线方程相平衡方程： 提馏段操作线方程： 精馏段操作线方程： 逐板计算发求理论板层数精馏段操作线计算 提馏段操作线计算 总理论板层数层，进料板是第块六板2.全塔效率 0.17-0.616，度根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为82.75

7、度，该温度下进料液相平均黏度为 故 3.实际板层数的求取 精馏段实际板层数： 提馏段实际板层数： 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压强计算塔顶操作压强 每层塔板压降 进料板压强 塔底压强 提馏段平均压强 精馏段平均压强 2.操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中正己烷、正庚烷的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下:塔顶温度TD=69 进料板温度TF=83,塔釜TW=96.5精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算：由 查表得： 进料板平均摩尔质量计算 由计算，得 查平衡曲线，得 精馏段平均摩尔质量 提馏段

8、塔底摩尔质量计算：由 查表得：（4）提馏段平均摩尔质量 4.平均密度计算气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算： 塔顶液相平均密度计算： 由TD=69.5，查附表得 进料板液相平均密度计算 由TF=83，查附表得 精馏段液相平均密度为 5.液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 （1）塔顶液相平均表面张力计算 由TD=69.5 ，查附表得 （2）进料板液相平均表面张力计算 由TF=83，查附表得 （3）精馏段液相平均表面张力为： 6.液相平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算： （1）塔顶液相平均粘度计算 由TD=69.5 ，查附表得

9、（2）进料板液相平均粘度计算 由TF=83，查附表得 精馏段液相平均粘度为 （3）求精馏塔的气、液相负荷 （4）求提馏塔的气、液相负荷 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算取板间距，取板上液层高度， 则 查smith图得=0.072,依式校正到物系表面张力为13.18mN/m时的 取安全系数为0.70，则空塔气速为： 按标准塔径圆整后为 2.精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.64m，故精馏塔的有效高度为 六、塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重

10、要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：溢流堰长 取堰长为0.66D 即 溢流堰高度 计算如下：， 由， 査下图知E=1.03 依式 得 取板上清液层高度，故弓形降液管宽度和降液管面积 由，査下图得， 故 验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 (5s,符合要求) 故降液管设计合理。降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 计算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取边缘区宽度，安定区宽度 开孔区面积计算 开孔区面积计算，得 3.筛孔数与开孔率 本例所处理的物系无腐蚀性，取筛孔孔径，正三角形排列，可选用碳钢

11、板，取，故 孔中心距 依式计算塔板上开孔区的开孔率，即 每层塔板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为 筛孔数为 七、筛板的流体力学验算1.气体通过筛板压降相当的液柱高度依式 干板压降相当的液柱高度，计算如下 依，査图得 气体通过板上液层压降相当的液柱高度，计算如下： 由图查取板上液层充气系数 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 依式 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： （设计允许值） 2.雾沫夹带量的验算 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速可由式（5-25）计算： 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。4.液泛验算 为防止塔

12、内发生液泛，降液管内液层高应服从如下关系： 依式计算，即 正己烷-正庚烷物系属一般物系，取，则 故，在设计负荷下不会发生泛液。 根据以上塔板的各项流体力学的验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 八、塔板负荷性能图1.漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 代入原式得 已算出，代入整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.360.00150.370.00300.380.00450.39 由此表数据即可作出漏液线（4）。 2.雾沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板

13、效率大为降低。对于精馏，一般控制0.1kg液/kg气。以=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下: 由 近似取， 取雾沫夹带极限值，已知，代入原式得： 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00064.130.00153.970.00303.760.00453.59 由此表数据即可作出液沫夹带线（1）.3.液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取E=1，则 整理上式得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（5）。4.液相负荷上限线该线

14、又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（3）。5.液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度联立式得 近似取，由式 故 （已算出） 故 将、以及以上式代入得：整理得下式： 在操作范围内

15、，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00066.320.00156.230.00306.120.00456.04 由此表数据即可作出液泛线(2)6. 操作线 由，及与之间的关系可作出筛板塔的负荷性能图： 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 九、设计一览表将设计筛板的主要结果汇总于下表：序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度76.2589.752平均压力116.5127.73平均流量气相1.971.994液相0.00860.00995实际塔板数1286塔的有效高度4.42.87塔径

16、2.38板间距0.39降液管形式-单流型10空塔气速0.44811溢流装置溢流管形式-弓形12溢流堰长度1.51813溢流堰高度0.03814板上液层高度0.6615堰上液层高度0.02216安定区宽度0.06517开孔区到塔壁距离0.03518开孔区面积0.32619阀孔直径0.00520浮阀或筛孔个数1662421阀孔或筛孔气速6.0422开孔率3.623孔心距0.01524排间距25塔板压降 0.726液相负荷上限 0.02527液相负荷下限0.001328气相负荷下限0.329操作弹性-8.667 十、操作方案的说明：本设计任务为分离正己-正庚烷烷混合物。对于二元混合物的分离，应采用连

17、续精馏流程。设计中采用气液混合进料，降原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。附表 表 1 正己烷和正庚烷的物理性质项目分子式相对分子质量沸点/临界温度/临界压强pc/正己烷86.1768.7507.42.93正庚烷100.2198.4540.22.74表 2 常压下正己烷-正庚烷的气液平衡数据温度t/液相中苯的摩尔分数/x气相中苯的摩尔分数/y98.40.000.0094.30.0890.0259020.1640.37386.40.2430.495830.3

18、20.58482.50.3330.60881.50.3570.63478.40.4380.71174.50.5540.799700.7010.8868.71.001.00表3 Antoine 常数值组分ABC正己烷6.102661171.53224.366正庚烷6.027301268.115216.900表4 正己烷与正庚烷的液相密度温度t/020406080100L,正己烷 /(kg/m3)67.5.1657.2638.9620.0600.2579.3L，正庚烷/(kg/m3)201.0684.8667.4649.4630.7611.0 表5 液体表面张力温度t/020406080100,正

19、己烷 /()20.1018.0216.3714.0012.0610.18，正庚烷 /()22.2020.1818.2016.2614.3612.51表6 液体粘度温度t/020406080100L正己烷/（）0.8920.6370.4800.3770.3060.255L正庚烷 /（）0.5250.4170.3420.2860.2420.208表 7 液体汽化热温度t/203040506070正己烷/（kJ/mol）32.0631.4630.8430.1829.5027.78正庚烷/（kJ/mol）36.6036.0435.4634.8734.2633.63总结通过本次课程设计，培养学生多方位、

20、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力，要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流。因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。参考文献1王国胜. 化工原理课程设计M. 大连：大连理工大学出版社，2005.2大连理工大学.化工原理下.大连:高等教育出

21、版社，2009.3陈敏恒.化工原理下. 北京：化学工业出版社，2006.4杨同舟.食品工程原理.北京：中国农业出版社，2001.5匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，20056 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M. 大连：天津大学出版社，20057化工原理课程设计，化工原理教研室8姚玉英主编，化工原理（上册），新版.天津：天津大学出版社，1999.89化工设计设计基础，上海科学技术出版社10化工设备设计基础，编写组编，1987年6月版11塔设备，工设备设计全书编辑委员会，上海科学技术出版社化，1988.12 刘光启，马连湘，刘杰等化学化工物性数据手册，北京：化学工业出版社，2002.13时钧，汪家鼎等，化学工程手册.北京：化学工业出版社，1986.14任晓光，化工原理课程设计指导.北京：化学工业出版社，2009.15董大勤，化工设备机械基础.化学工业出版社，2009.16化学化工物性数据手册.专心-专注-专业