化工原理課程設(shè)計(jì)_利用浮閥塔分離正戊烷與正己烷的工藝的設(shè)計(jì)說明

1、安徽理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)題目：化工原理課程設(shè)計(jì)學(xué)院、系：機(jī)械工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)：過程裝備與控制工程 11-2學(xué)生姓名：指導(dǎo)教師：李雪斌成 績：2013年12月23日設(shè)計(jì)任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)題目:利用浮閥塔分離正戊烷與正己烷的工藝設(shè)計(jì)分離要求：試設(shè)計(jì)一座正戊烷 一正己烷連續(xù)精餾浮閥塔，要求 年產(chǎn)純度98%的正己烷4.0萬噸，塔頂餾出液中含正己烷不得 高于2%，塔底釜液含正己烷不低于 98%，原料液中含正戊烷 60% （以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。（二）操作條件：塔頂壓力：4kPa （表壓）進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：1.4Rmin塔釜加熱蒸汽壓力：0.5MPa （表壓）單板的壓降：乞0.7kPa全塔效率：

2、52%（3）塔板類型：浮閥塔板（F1型）（4）工作日：330天/年（一年中有一個(gè)月檢修）（5）廠址：淮南地區(qū)（六）設(shè)計(jì)內(nèi)容 精餾塔的物料衡算 塔板數(shù)的確定 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 塔體工藝條件尺寸 塔板負(fù)荷性能圖目錄第1章序言4第2章精餾塔的物料衡算82.1. 物料衡算82.2. 常壓下正戊烷 一正己烷氣、液平衡組成與溫度的關(guān)系 9.第3章塔板數(shù)的確定103.1. 理論板數(shù)Nt的確定1.0.3.2. 實(shí)際板數(shù)的確定 1.1.第4章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)124.1.操作壓力的計(jì)算.24.2. 密度的計(jì)算.124.3. 表面張力的計(jì)算 .4144.4. 混合物的粘度4.5.

3、相對(duì)揮發(fā)度.15第5章 塔體工藝條件尺寸 165.1. 氣、液相體積流量計(jì)算 16175.2. 塔徑的初步設(shè)計(jì)5.3.溢流裝置.854塔板布置及浮閥數(shù)目與排列19第6章塔板負(fù)荷性能圖236.1.物沫夾帶線23.6.2.液泛線24.6.3.液相負(fù)荷上限256.4.漏液線2.5.6.5.液相負(fù)荷下限2527第7章結(jié)束語正戊烷一正己烷連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)第1章序言精餾是分離液體混合物，一種利用回流使液體混合物得到高度分離的蒸餾方法 ， 是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛應(yīng)用與石油、化工、輕工、食品、冶 金等部門。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相 混合物中各組分

4、揮發(fā)度不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液 相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱過程。精餾塔分 為板式塔填料塔兩大類。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。本次設(shè)計(jì)任務(wù)是設(shè)計(jì)雙組份連續(xù)精餾浮閥塔 ，實(shí)現(xiàn)從正戊烷、正己烷的混合溶液 中分離出一定純度的正己烷。本次設(shè)計(jì)選用浮閥塔。本次設(shè)計(jì)基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡點(diǎn)進(jìn)料），經(jīng)過預(yù)熱器 預(yù)熱達(dá)到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板上，進(jìn)料中的液體和上塔段下來的液體逐 板溢流，最后流入塔底再沸器中，經(jīng)過再沸器得到汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體 作為塔底產(chǎn)品。進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔逐板上升，

5、上升的蒸汽進(jìn)入 冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔頂，其余鎦出液作為塔頂產(chǎn)品。在整個(gè)精餾塔中， 氣液兩相逆流接觸，進(jìn)行相互傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā) 組分轉(zhuǎn)入液相。在每層板上，回流液與上升蒸氣互相接觸，進(jìn)行使熱和使質(zhì)過程。操 作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品 （斧殘液），部分液體氣化，產(chǎn)生 生升蒸氣，依次通過各層塔板。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液 送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器冷卻后被送出作為塔頂產(chǎn)品 （餾出液）。本次設(shè)計(jì)主要內(nèi)容是物料衡算、塔板數(shù)的確定、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù) 據(jù)的計(jì)算、塔板負(fù)荷性能圖和生產(chǎn)工藝流程圖。精餾塔工藝流

6、程圖基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表1.組分的飽和蒸汽壓Pio （mmHg）溫C）度36.140455055606568.7101.3115.6136.0159.1185.1214.3246.8273.2正戊烷Pi。32568598101.3正己烷31.9837.2645.0254.0564.6676.3689.963x10.820.620.450.310.180.070y10.930.830.710.570.380.170表2.組分的液相密度p（kg/m 3）溫度 （C）20406080100P正戊烷626.2605.5583.7560.3535.0正戊烷657.2638.9620600.2579.3表3.表面張

7、力二（mN/m）溫度 （C）020406080100正戊烷18.2016.0013.8511.769.7197.752CT正己烷20.1018.0215.9913.2312.0610.18表4.混合物的粘度（mpa.s ）溫度 C）0255075100正戊烷6.236.807.377.968.50正己烷6.006.547.107.668.20第2章精餾塔的物料衡算2.1. 物料衡算F:原料液流量（kmol/h）xf：原料組成（mol% ）D:塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）Xd：塔頂組成（mol% ）W:塔底殘液流量（kmol/h）xw :塔底組成（mol% ）正戊烷與正己烷的相對(duì)摩爾質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別

8、為72kg/ kmol和86 kg/ kmol1 .原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷的摩爾質(zhì)量正己烷的摩爾質(zhì)量M A = 72kg /kmo lM B 二 86 kg / kmo lXf0.6/720.6/720.4/86二 0.642Xd0.98/720.98/720.02/86-0.983Xw0.02/720.02/720.98/86= 0.0242 .原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=064272(1-0.642)86 = 77.012kg/kmolMD=0.98372(1 -0.983)86 = 72.238kg/kmolMW=0.02472(1 -0.024)885.6

9、64kg/kmol3.物料衡算原料處理量40000 1000W5 8. 96km/dnl330 漢 24 漢 85.664總物料衡算F 二 D 5 8. 9 6正戊烷物料衡算0.6423 =0.98D 0.0 2 4 5 8. 96聯(lián)立解得D =106.85kmol /hF = 165.81k m o/h2.2. 常壓下正戊烷一正己烷氣、液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度：利用表1中的數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW.tF：50-45tF454 -AArIF0.4 - 0.620.642 - 0.62tD:40 - 36.1tD -40tD =36.470.82 -1tW:68.7 - 65

10、_tw -68.7tW=67.430-0.070.024 0精餾段的平均溫度：_tF +tDL =2=40.485 C提鎦段的平均溫度：tF - tWt255.965 C2tl =40.485 C 時(shí)的 xi 及 yi45 -4040.485 - 400.62 -0.82 一 Xj -0.8245 -4040.485-400.83 - 0.93 一 力 - 0.93x = 0.81yr = 0.92 55.965 C 時(shí)的 X2及 y260 -5555.965-550.18-0.31 一 x2 -0.3160 -55_ 55.965 - 550.38 -0.57 一 y2 -0.57 x2 =

11、 0.29y2 = 0.53第3章塔板數(shù)的確定3.1. 理論板數(shù)Nt的確定由 XP 二 X F 二 0.642 查得： yp = 0.839R _Xd -yp _ 073minyp-xpR= 1.4Rmin =1.4 0.73 = 1.022L 二 RD =1.022 106.85 = 109.2kmol/hV =(R 1)D =(1.022 1) 106.85= 216.05kmol/hL - F =109.2 165.81 = 275.01kmol/hVV =216.05kmol/h精餾段操作線方程y Lx x 1092 x 10685 0.983 二 0.505x 0.486 VV216

12、.05216.05提餾段操作線方程L . W XX、V V275.01x -216.055960.024 = 1.273X - 0.006216.05根據(jù)相對(duì)揮發(fā)度的求取得：y2.92 - 1.92 y八 Xd “983劉9515y2 =0.966x2 = 0.906y3 =0.943x3 = 0.849y4 =0.915x4 = 0.786y5 =0.883x5 =0.721y6 = 0.850x6 = 0.660 ： xfy7 =0.834x7 二 0.632y8 =0.798x8 = 0.575y9 = 0.726x9 =0.476y10 = 0.599X10 = 0.338y11 =0

13、.424X11 0.201y12 = 0.196X12 = 0.077y13 二 0.092X13 二 0.023 ： Xw精餾段有5塊塔板，第6塊為進(jìn)料板，全塔共有13塊理論板3.2. 實(shí)際板數(shù)的確定全塔效率為Et=0.52精餾段實(shí)際板數(shù)：N （精）=Nt （精）/Et（精）全塔實(shí)際板數(shù)：N = Nt /Et即：全塔板數(shù)為N=13/ 0.52=25（塊）第4章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)PD =101.325 4 =105.325kPa4.1. 操作壓力的計(jì)算每層塔板壓降P -0.7k Pa進(jìn)料板壓力PF =105.3250.7 12 =113.725kPa精餾段平均壓力Pm1 =(10

14、5.325 113.725)/2 =109.525kPa塔底操作壓力PJ = 112.325kPa塔頂操作壓力Pw=112.325 12 0.7 =120.725kPa提餾段平均壓力Pm2 =(112.325 120.725)/2 =116.525kPa4.2. 密度的計(jì)算丄=亞亟000 已知：混合液密度：L A B （a質(zhì)量分率，M為平均相對(duì)分子質(zhì)量），不同溫度下正戊烷和正己烷的密度見表 2._ Pm M vm混合氣體密度：RTm精餾段：t1 =40.485 C 時(shí)，液相 x1=0.77 氣相 y1=0.90液相.MM -72 0.77 86 （1 -0.9） = 64.04kg/kmol氣

15、相.MV1 =72 0.9 86 (1 0.77) =84.58kg / kmol提留段：匚=55.965 C時(shí)，液相x2=0.28氣相y2=0.52液相.MLi = 72x0.28 +86x(1 0.52) =61.44kg/kmol=72 0.5286 (1氣相：MV1tD =36.47 C時(shí)60 -40_ 36.47 -40583.7 -605.5 一-605.560 -4036.47 -40620.0 -638.9 一-638.9tF=55.965 C 時(shí)60 -4055.965 - 40583.7 -605.5 一 匚-605.560 -40_ 55.965 - 40620.0 -6

16、38.9 一 訂-638.9-0.28) =99.36kg /kmolr 苯=601.6kg/m33:B = 641.3 kg / m3匚 = 588.1kg /m3?B 623.9kg/m3精餾段氣相平均密度精餾段Pm1 M Vm1RTm1109.525 84.588.314 (41.28 273.15)3=3.54kg /m提留段平均氣相密度：?Vm2 -提餾段Pm2M Vm2RTm2116.525 99.368.314 (56.3273.15)3=4.23kg/m精餾段液相平均密度10.7772/0.77 72(1 -0.77) 861-0.74=+ 匚601.6641.3匚=613.3

17、kg /m3提留段的液相平均密度1_ 0.28 72/0.28 72(1 -0.28) 861-0.25JV1 一588.1623.935 =614.3kg/m4.3.表面張力的計(jì)算精餾段的平均溫度t1 =40.485 C時(shí)的表面張力60 -4040.485 -4011.76 -13.85 一 匚 a -13.8560 -4040.485 -4013.228 -15.99匚b -15.99匚 A = 13.80mN /m二B = 15.93mN / m二 aXb；aXa13.80 匯 15.9313.80 (1 -0.77)15.93 0.77=14.23mN /m提留段的平均溫度 匚=55.

18、965 C的表面張力60 -4055.965 -4011.76 13.85二 a13.85匚a = 12.18mN /m60 -4055.965 -4013.228 -15.99 一 二BT5.99二 B二 13.68mN /m-a-XbXa12.18 漢 13.6812.18 (1 -0.28)13.68 0.28二 13.22mN /m4.4.混合物的粘度t1 =40.485 C 時(shí)A = 7.15mp as50 -25_ 40.485 -257.37 -6.80% - 6.8050 -25_ 40.485 -257.10 -6.54 一 jb -6.54.Lb = 6.88mp ast2

19、 =55.965 C時(shí)75 -5055.965 -507.96 -7.37 一 叮-7.3775 -50_ 56.3-507.66 -7.10 一 -7.10JA二 7.49mp as冷二 7.21mp as叫=0.77 7.15 6.88 (1 - =7.21 0.28 7.49 (1 -0.28) 4.5.相對(duì)揮發(fā)度tD =36.47 C 時(shí)40 -36.136.47 -36.1115.62 -101.33 一 PA -101.3340 -36.136.47 -36.137.26 -31.98 - Pb -31.98PA0：Ay =2.953tW=67.43 C 時(shí)68.7 -6567.4

20、3 -65273.26 -246.89PA-246.8968.7 - 65_ 67.43-65101.33-89.96 PBo 89.96PA0 =95.93KpaPB0 = 32.48KpaIPa0 二 264.20Kp a0Pb 二 97.42Kp aIPa0 _ 264.20P 097.42= 2.711:=.：22.953 2.711 二 2.829第5章 塔體工藝條件尺寸5.1. 氣、液相體積流量計(jì)算M V1 = 84.58kg/kmolM L1 = 64.04kg/kmolMv2 = 99.36kg/kmol已知.M L2 =61.44kg/kmol5 = G =3.54kg/m1

21、.4 m /s4.23f = 4.23kg/m3li = :lm = 613.5kg/m3L2LM = 614.6kg/m3精餾段：Li 二 M liL =64.04 105.45/3600 =1.88Kg/s y=84.58 214.61/3600 =5.04Kg/sL 丄 188 =3.06*10；m3/s613.5V15.043Vs111.42m /s;?V13.54提餾段:L2 二 Ml2=61.44 287.71/3600 =4.91Kg/sV2 =MV2V =99.36 214.61/3600 =5.92Kg/sLs2 二丄 491 =8*10m3/sVs2V2L 614.652塔

22、徑的初步設(shè)計(jì)精餾段=式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出 =(0.6 0.8) max，max 由1橫坐標(biāo)數(shù)值：Vs1.53.06 10-3X1.42i整=0.02853.54取板間距：Ht = 450mm ,hL 二 60mm,貝VHT - hL = 0.45-0.06 二 0.39m查圖可知C20 =0.08F、0.2$J.2fcr“4.15、C =C20 i =0.08 漢 I =0.075l20丿 20丿 maxf075=0.984m/s安全系數(shù)取0.8- 1 = 0.8 max - 0.8 0.984 = 0.788m/sD14Vs14 1.42二 13.14 0.788515mD1取整D1=

23、1.6mjiAt 蔦 D12 2= 0.785 1.62 =2.01m2空塔氣速:= Vs1AT1.420.706m/ s2.01提餾段:橫坐標(biāo)數(shù)值18 10-3=X1.4L S2Vs21614.6 込 ccccc| =0.068914.23 丿取板間距：HT 二 450mm , hL=60mm,貝V HT - hL = 0.45 - 0.06 = 0.39m查圖可知C20 = 0.082C = C20200.2=0.082 x/J.213.25、二 0.076 max CL2_V2 =0.0766146_4.23 =o.913m/sV24.23安全系數(shù)取0.8 2= .8 max=0.8 0

24、.913 = 0.730m/sD2: - 2二 4 1.4 一 1.56m.3.14 0.730D2取整D2=1.6m二 2Atd24= 0.785 1.62 =2.01m25空塔氣速：冬 140.700m/sAt2.015.3. 溢流裝置(1) 堰長lw取 l w =0.65D = 0.65 1.6 = 1.04m出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液高度how按下式計(jì)算:2.841000近似取E=1精餾段:2/3how2.84 3.0103600 小“ =0.0137m 1000 (1.04/hw 二 hL - how = 0.06 - 0.0137 = 0.0463m提餾段:2.84how

25、1000Z3X2 /38x10x3600 :=0.0260 m1.04丿hw = h_ how = 0.060.0260 = 0.034m（2）弓形降液管的寬度和橫截面積查圖得:A =0.07AtWd j.145則:Af = 0.07 2.0仁 0.1407m2Wd =1.6 0.145 =0.232m驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：AfHT0.1407 0.456320.69s 5s精餾段：Ls13.06 101Af Ht0.1407 0.45：137.91s 5s提餾段：LS28 10（3）降液管底隙高度精餾段：Lsi3.06x105 =0.13m/s,ho = 0.0226m取降液管底隙的流速lw

26、 01.04 0.13提餾段：LS28 10v0 =0.13m/s,ho= 0.0592m取降液管底隙的流速lw 01.04 0.13I因?yàn)椴恍∮?0mm，故h0滿足要求。5.4. 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（1）塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑1.6m，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板閥孔臨界速度精餾段Uo Kpi0.548丿代0.5483.54二 5.24m/s提餾段U0 p2.*0.54872.8、4.23=4.76m /s上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為：F01 = U0 Kpi 匚1 = 524 354 = 9.859F2 二 u。Kp2 .，V2 =4.76.4.23 =9.790均屬正常操作范圍

27、。(2)浮閥數(shù)目與排列精餾段 取閥孔動(dòng)能因子F。0,則孔速：01為:“= 5.3149m/s2/3_|整理得：,2,2,2/3VS =-1794Ls -43.32LS 8.4889在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，算出相應(yīng)的Vs精餾段Ls1(m3/s )0.0010.0030.0040.007Vs1(m3/s )7.67397.09416.81095.8897提餾段Ls2(m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2(m3/s )8.05397.57127.36866.81586.3.液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35秒AHi液體降液管內(nèi)停留時(shí)間以二=5s作為液體

28、在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，貝心(Ls)maxAf Ht50.14070.4553=0.0127m /s6.4. 漏液線兀 2對(duì)于F1型重閥,依F0 =5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn),則VS =7d0 N 0二253精餾段：(Vs1)min0.0392240.7111m /s413.54(Vs2)min0.0392 242 5= 0.7028m3/s提餾段：44.236.5. 液相負(fù)荷下限取堰上液層高度九=0.006作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線2.841000E 3600(Ls binlw二 0.006取 E=1.02.843600 LS min=0.0061000 |L 1.04LS min = 0.000887m3/s由以上1 5作出塔板負(fù)荷性能圖精餾塔的負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置 ；（2）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下由漏液控制；第7章結(jié)束語通過本塔的負(fù)荷性能圖可以看出，操作線分別與液沫夾帶線和漏液線相交，是以 上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。若操作點(diǎn)位于操作區(qū)內(nèi)的適中位置時(shí)可獲得 穩(wěn)定良好的操作效果。但本塔的操作點(diǎn)偏于漏液線，在操作區(qū)偏下方。使塔的正常操 作受到一定影響?？梢酝ㄟ^減少塔板