化工原理課程設計_利用浮閥塔分離正戊烷與正己烷的工藝的設計說明

1、下載可編輯安徽理工大學課程設計說明書設計題目：化工原理課程設計學院、系：機械工程學院專業(yè)班級：過程裝備與控制工程11-2學生姓名：指導教師：李雪斌成績：2013年 12月 23日.專業(yè) .整理 .下載可編輯設計任務書（一）設計題目 :利用浮閥塔分離正戊烷與正己烷的工藝設計分離要求：試設計一座正戊烷正己烷連續(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)量分數(shù)） 。（二）操作條件：塔頂壓力：4kPa（表壓）進料狀態(tài)：泡點進料回流比： 1.4Rmin塔釜加熱蒸汽壓力：0.5MPa（表壓）

2、單板的壓降：0.7kPa全塔效率： 52%（ 3）塔板類型：浮閥塔板（ F1 型)（ 4）工作日： 330 天/ 年（一年中有一個月檢修）（ 5）廠址：淮南地區(qū)（六）設計內(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物性數(shù)據(jù)的計算塔體工藝條件尺寸塔板負荷性能圖.專業(yè) .整理 .下載可編輯目錄第 1 章 序言3第 2 章 精餾塔的物料衡算62.1.物料衡算62.2.常壓下正戊烷正己烷氣、液平衡組成與溫度的關系7第 3 章 塔板數(shù)的確定83.1.理論板數(shù) N T 的確定83.2.實際板數(shù)的確定9第 4 章 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù).94.1.操作壓力的計算94.2.密度的計算104.

3、3.表面張力的計算114.4.混合物的粘度124.5.相對揮發(fā)度12第 5 章 塔體工藝條件尺寸135.1.氣、液相體積流量計算135.2.塔徑的初步設計145.3.溢流裝置165.4.塔板布置及浮閥數(shù)目與排列17第 6 章 塔板負荷性能圖206.1.物沫夾帶線206.2.液泛線216.3.液相負荷上限226.4.漏液線226.5.液相負荷下限23第 7 章 結束語24.專業(yè) .整理 .下載可編輯正戊烷正己烷連續(xù)精餾浮閥塔的設計第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)上應用最廣的液體混合物分離操作，廣泛應用與石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。精

4、餾過程在能量劑的驅(qū)動下，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，實現(xiàn)原料混合液中各組分分離。該過程是同時進行傳質(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。本次設計任務是設計雙組份連續(xù)精餾浮閥塔，實現(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。本次設計選用浮閥塔。本次設計基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡點進料） ，經(jīng)過預熱器預熱達到指定溫度后，送入精餾塔的進料板上，進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

5、液體作為塔底產(chǎn)品。進料中的蒸汽和下塔段來的蒸汽一起沿塔逐板上升，上升的蒸汽進入冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔頂，其余鎦出液作為塔頂產(chǎn)品。在整個精餾塔中，氣液兩相逆流接觸，進行相互傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進入汽相， 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，進行使熱和使質(zhì)過程。操作時，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）。本次設計主要內(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物性數(shù)據(jù)的

6、計算、塔板負荷性能圖和生產(chǎn)工藝流程圖。.專業(yè) .整理 .下載可編輯精餾塔工藝流程圖.專業(yè) .整理 .下載可編輯基礎數(shù)據(jù)表 1. 組分的飽和蒸汽壓 Pi o (mmHg)溫度（）36.140455055606568.7Pi o正戊烷101.3115.6136.0159.1185.1214.3246.8273.232568598正己烷31.9837.2645.0254.0564.6676.3689.96101.33x10.820.620.450.310.180.070y10.930.830.710.570.380.170表 2.組分的液相密度（ kg/m3）溫度（）20406080100正戊烷62

7、6.2605.5583.7560.3535.0657.2638.9620600.2579.3正戊烷表 3. 表面張力( mN / m)溫度 （）020406080100正戊烷18.2016.0013.8511.769.7197.752正己烷20.1018.0215.9913.2312.0610.18表 4. 混合物的粘度（ mpa.s）.專業(yè) .整理 .下載可編輯溫度（）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

8、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摩爾質(zhì)量分數(shù)分別為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M A72kg / kmol正己烷的摩爾質(zhì)量M B86kg / kmol0.6 / 720.642xF0.4 / 860.6 / 720.98/ 720.983xD0.02 / 860.98/ 720.02/ 720.024xW0.98/ 860.02 / 722原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F0.64272(10.642)8677.0

9、12kg / kmolM D0.98372(10.983)8672.238kg / kmolM W0.02472(10.024)8685.664kg / kmol3物料衡算原料處理量W4000010003302458.96kmol / h85.664總物料衡算FD58.96正戊烷物料衡算0.642F0.983D 0.024 58.96.專業(yè) .整理 .下載可編輯聯(lián)立解得D106.85kmol / hF165.81kmol / h2.2. 常壓下正戊烷正己烷氣、液平衡組成與溫度的關系溫度：利用表 1 中的數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得t F、t D、t W.t F:5045tF45t F=44.5 0

10、.40.620.6420.6240 36.1tD40t D =36.47t D:10.9830.820.8268.7 65tw 68.7tW=67.43t W:0.070.02400精餾段的平均溫度：tFtDt1 =2=40.485 提鎦段的平均溫度：tFtWt255.9652t1=40.485 時的 x1 及 y1454040.485400.620.82x10.82454040.485400.830.93y10.93x10.81y10.92t255.965 時的 x2 及 y2.專業(yè) .整理 .下載可編輯605555.965550.180.31x20.31605555.965550.380.

11、57y20.57x20.29y20.53第 3章 塔板數(shù)的確定3.1. 理論板數(shù) NT 的確定由 XpX F0.642查得：yP 0.839RminxDyP0.9830.839yPxP0.8390.730.642R1.4Rmin1.40.731.022LRD1.022106.85109.2kmol / hV( R1) D (1.022 1)106.85216.05kmol/ hLLF109.2 165.81275.01kmol/ hVV216.05kmol / h精餾段操作線方程yL xD xD109.2x106.850.983 0.505x 0.486VV216.05216.05提餾段操作線

12、方程yL xW xW275.01 x58.960.024 1.273x 0.006VV216.05216.05根據(jù)相對揮發(fā)度的求取得：xyy1 y2.92 1.92 yy1xD0.983x10.951 5y20.966x20.906y30.943x30.849.專業(yè) .整理 .下載可編輯y40.915x40.786y50.883x50.721y60.850x60.660xfy70.834x70.632y80.798x80.575y90.726x90.476y100.599x100.338y110.424x110.201y120.196x120.077y130.092x130.023xw精餾段有

13、 5 塊塔板，第 6 塊為進料板，全塔共有13 塊理論板。3.2. 實際板數(shù)的確定全塔效率為 ET=0.52精餾段實際板數(shù)：全塔實際板數(shù)：N (精)NT (精) / ET (精)NNT /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物性數(shù)據(jù)4.1. 操作壓力的計算塔頂操作壓力PD101.325 4 105.325kPa每層塔板壓降P0.7kPa.專業(yè) .整理 .下載可編輯進料板壓力PF105.3250.7 12 113.725kPa精餾段平均壓力Pm1(105.325113.725) / 2109.525kPa塔底操作壓力PF '112.325

14、kPaPw ' 112.325 12 0.7 120.725kPa提餾段平均壓力Pm2(112.325120.725) / 2116.525kPa4.2. 密度的計算1aAaB已知：混合液密度：LAB( a 質(zhì)量分率， M 為平均相對分子質(zhì)量 ) ，不同溫度下正戊烷和正己烷的密度見表2.pm M VmVm混合氣體密度：RTm精餾段： t1=40.485 時，液相 x1=0.77 氣相 y1=0.90液相： ML1720.7786 （10.9） 64.04kg / kmol氣相： MV 1720.986(10.77)84.58kg / kmol提留段： t 255.965 時，液相 x2

15、=0.28 氣相 y2=0.52液相： ML 1'720.2886(10.52)61.44kg / kmol氣相： MV 1'720.5286(10.28)99.36kg / kmolt D =36.47 時604036.4740苯601.6kg / m3583.7605.5A 605.5604036.4740B641.3kg / m 3620.0638.9B 638.9t F=55.965時.專業(yè) .整理 .下載可編輯604055.96540A ' 588.1kg / m3583.7605.5A '605.5604055.96540B ' 623.9k

16、g / m 3620.0638.9B '638.9精餾段氣相平均密度Vm1pm1M Vm1109.52584.583.54kg / m 3精餾段RTm18.314(41.28273.15)提留段平均氣相密度pm2 M Vm2116.52599.364.23kg / m3Vm 28.314 (56.3273.15)提餾段RTm 2精餾段液相平均密度10.77 72/ 0.77 72 (1 0.77) 861 0.74L1601.6641.3L1613.3kg / m3提留段的液相平均密度10.28 72/ 0.28 72 (1 0.28) 861 0.25V 1588.1623.9V16

17、14.3kg / m 34.3. 表面張力的計算精餾段的平均溫度 t1 =40.485 時的表面張力604040.4854013.80mN / m11.7613.85AA13.85604040.4854015.93mN / m13.22815.99BB15 .99.專業(yè) .整理 .下載可編輯A B13.80 15.93m14.23mN / mA xBA x A 13.80 (1 0.77) 15.93 0.77提留段的平均溫度 t 255.965 的表面張力604055.9654012.18mN / m11.7613.85A 'A '13.85604055.9654013.68

18、mN / m13.22815.99B 'B '15.99m 'A 'B '12.18 13.68A ' xB 'A ' xA '12.18 (1 0.28)13.22mN / m13.68 0.284.4. 混合物的粘度t1=40.485 時502540.485257.15mpa.s7.376.80AA6.80502540.485256.88mpa.s7.106.54BB6.54t255.965時755055.96550' 7.49mpa.s7.967.37A 'A7.37755056.3507.667.1

19、0B '7.107.21mpa.sB '120.777.156.88(10.77)7.21 0.287.49(10.28)4.5. 相對揮發(fā)度t D =36.47 時.專業(yè) .整理 .下載可編輯4036.136.47 36.1PA095.93Kpa115.62101.33PAo101.334036.136.4736.1032.48Kpa37.2631.98o31.98PBPBPA 012.953PB 0t W=67.43 時68.76567.4365P0 'Kpa273.26246.89 PA o ' 246.89A264.2068.76567.4365P0 &

20、#39;Kpa101.3389.96o '89.96B97.42PBPA0 '264.202.71110 '97.42PB122.9532.7112.829第 5章 塔體工藝條件尺寸5.1. 氣、液相體積流量計算M V 184.58kg / kmolM L 164.04kg / kmolM V 299.36kg / kmol已知： M L261.44kg / kmolv1Vm3.54kg / m 3v2Vm '4.23kg / m3L1LM613.5kg / m3L 2LM '614.6kg / m3.專業(yè) .整理 .下載可編輯精餾段：L1M L1L64

21、.04105.45 / 36001.88Kg / sV1M V1V84.58214.61 / 36005.04 Kg / sLS1L11.8833/ s613.53.06 * 10mL 1VS1V15.041.42 m3/ s3.54V1提餾段：L2M L2L'61.44287.71/ 36004.91Kg / sV2MV2V'99.36214.61/ 36005.92Kg / sLS2L24.918 * 10 3 m 3 / sL 2614.6VS2V25.921.4m3 / sV 24.235.2. 塔徑的初步設計精餾段(0.6 0.8)max , maxCLV , 式中

22、C可由史密斯關聯(lián)圖查出 ：由VL S113.06- 3613.512L1102橫坐標數(shù)值： VS11.423.540.0285V1取板間距： H T450mm , hL60mm,則 H T - hL 0.45 0.06 0.39m查圖可知 C200.080. 214.150.2CC200.075200.0820maxCL 1V 10.075613.53.540.984m / sV 13.54安全系數(shù)取 0.8.專業(yè) .整理 .下載可編輯10.8 max0.80.9840.788m / sD14VS141.421.515m3.1410.788D1 取整D1 =1.6mAT20.7851.622.

23、01m2D14'VS11.420.706m / s12.01空塔氣速：AT提餾段：1L S22810-3614.6L2橫坐標數(shù)值： VS2V21.44.23120.0689取板間距： H T450mm , hL60mm,則 H T - hL 0.45 0.06 0.39m查圖可知 C 200.082'0.20.2C 'C20'0.08213.250.0762020max 'C 'L 2V 20.076614.64.230.913m / sV 24.23安全系數(shù)取 0.80.8 max'0.8 0.9130.730m/ s2D24VS 24

24、1.41.56m3.1420.730D2 取整D 2 =1.6mAT 'D 220.7851.622.01m 24'VS21.40.700m / s2空塔氣速：AT '2.01.專業(yè) .整理 .下載可編輯5.3. 溢流裝置（1）堰長 l w取 l w0.65D0.651.61.04m出口堰高：本設計采用平直堰，堰上液高度how 按下式計算：2.84 ELA2 / 3how1000lw近似取 E=1精餾段：2.843.0610 32 / 3how360010001.040.0137mhwhLhow0.060.01370.0463m提餾段：10 32 / 3how '

25、;2.84 836000.0260 m10001.04hw'hL how '0.060.02600.034m（2）弓形降液管的寬度和橫截面積Af0.07Wd0.1452查圖得： AT則： Af0.07 2.01 0.1407mDWd 1.6 0.1450.232m驗算降液管內(nèi)停留時間：AfH T0.14070.4520.69s5sLS13.0610 3精餾段：'Af'HT'0.1407 0.457.91s5sL S2810 3提餾段：（3）降液管底隙高度精餾段：.專業(yè) .整理 .下載可編輯00.13m / s,h0LS13.061030.0226ml w

26、 01.040.13取降液管底隙的流速提餾段：'0.13m / s, h0LS281030l w'1.040.0592m取降液管底隙的流速00.13因為 h0' 不小于 20mm，故 h0 滿足要求。5.4. 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列（1）塔板分布本設計塔徑 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0.54872.80.548u072.85.24m / sKp13.54精餾段V 10.54872.80.548u072.84.76m / sKp 24.23提餾段V 2上下兩段相應的閥孔動能因子為：F01u0Kp1V 1F02u0Kp 2V 25.24

27、3.549.8594.764.239.790均屬正常操作范圍。（2）浮閥數(shù)目與排列精餾段取閥孔動能因子 F010, 則孔速01 為：F0105.3149m / s013.54V 1取邊緣區(qū)寬度 Wc0.055m, 安定區(qū)寬度 Ws0.065m ，開孔區(qū)面積.專業(yè) .整理 .下載可編輯RD0.80.0550.745mWC2xDWS0.80.232 0.065 0.503mWd2Aa 2 xR2x2R2sin 1x180R2 0.5030.74520.50320.7452 sin 10.5031.375m 21800.745提餾段取邊緣區(qū)寬度 Wc0.030m, 安定區(qū)寬度 Ws0.055m ，開

28、孔區(qū)面積Aa2 xR2x2R2sin 1x180R2 0.5130.77 20.513 20.772 sin 1 0.5131.453m 21800.77其中，RD0.80.030 0.77mWC2，DWdWs0.8 0.2320.0550.513mx2（3）浮閥數(shù) n 與開孔率F1 型浮閥的閥孔直徑為39mmu0F 0V ，其中取 F0=10閥孔氣速nV2/ 4浮閥數(shù)目u0 d02n d0開孔率D 2u0105.31m / s精餾段3.54.專業(yè) .整理 .下載可編輯n41.42224塊0.0390.0395.312240.0390.03913.31%1.61.6u0104.86m / s4

29、.23提留段n41.4242塊0.0390.0394.863.142420.0390.03914.38%1.61.6浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=0.075m，則排間距 t 為Aa1.37581.8mmt2240.0818m精餾段nt0.075Aa1.45380.1mmt2420.0801m提留段nt0.075考慮到塔的直徑較大，故采用分塊式塔板，而各分快板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應小于計算值，故取t =80mm=0.08m重新計算孔速及閥數(shù)nAa1.375230精餾段tt0.0750.08u0V1.4245.17m / sn d02/ 42300

30、.0390.0393.14F05.173.549.732300.0390.0391.61.613.66%nAa1.453243提留段tt0.0750.08u0V1.444.83m / sn d02/ 42430.0390.0393.14F04.834.239.93.專業(yè) .整理 .下載可編輯243 0.039 0.039 14.44%1. 6 1.6由此可知，閥孔動能因數(shù)變化不大第 6章 塔板負荷性能圖6.1. 物沫夾帶線VSV1.36 LSZLLV泛點率KC F Ab據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算：精餾段：Z LD 2Wd1.620.232 1.136m查物性系數(shù) K

31、=1.0CF0.125AbAT 2 Af2.01 20.14071.7286VS3.541.36L S 1.1363.540.8613.50.1251.7286整理得： 0.07618VS1.545L S0.17286VS2.269120.28LS由上式可知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值算出VS提餾段：VS '4.231.36LS' 1.136614.64.230.80.1251.7286整理得： 0.083251VS1.545LS0.17286VS '2.076418.56L S.專業(yè) .整理 .下載可編輯精餾段LSm3 / s0.0020.01VSm

32、3 / s2.22852.0663提餾段LS'm3 / s0.0020.01VS'm3 / s2.03931.89086.2. 液泛線H ThwhphLhdhchlhhLhd由此確定液泛線，忽略式中的h取 0.5取 0.5222 / 3LS2.843600LSH T hw5.34v 01 0hwL 2g0.1531000El wh0lwVS02而4 d0 N精餾段：20.50.450.04635.343.54VS( 0.7850.0392224)22613.59.8LS22.843600 LS2 / 30.15310.50.04631.040.022610001.04整理得：V

33、S212600LS244.35L S2 / 38.13提餾段 :' 20.50.450.0345.344.23VS(0.7850.0392242)22614.69.8LS '22.84 3600LS '2 / 30.15310.50.0341.040.059210001.04.專業(yè) .整理 .下載可編輯整理得：VS' 21794LS ' 243.32LS '2 / 38.4889在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，算出相應的VS精餾段LS1m3 / s0.0010.0030.0040.007VS1 m3 / s7.67397.09416.81095.88

34、97提餾段LS2m3 / s0.0010.0030.0040.007Vm3 / s8.05397.57127.36866.8158S 26.3. 液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于35 秒。Af H T液體降液管內(nèi)停留時間LS3 5s以5s 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則：Af H T0.1407 0.453/ s(L S )max50.0127m56.4. 漏液線對于 F1 型重閥，依 F05 作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則VS4d02 N 0(VS1 ) min0.039222450.7111m3 / s精餾段：43.54(VS 2 ) min0.039224250.7028m 3 / s提餾段：44.23.專業(yè) .整理 .下載可編輯6.5. 液相負荷下限取堰上液層高度 how0.