正己烷正庚烷分離過程篩板精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)說明書 題目: 分離正戊烷-正己烷用篩板精餾塔設(shè)計(jì)院 系： 機(jī)械工程學(xué)院 專業(yè)班級： 過控11-1 學(xué) 號： 2011301936 學(xué)生姓名： 冒鵬飛 指導(dǎo)教師： 李雪斌 2013 年 12 月30 日 目錄第一部分 概述4一、設(shè)計(jì)目標(biāo)4二、設(shè)計(jì)任務(wù)4三、設(shè)計(jì)條件4四、設(shè)計(jì)內(nèi)容4五、工藝流程圖4第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算6一、設(shè)計(jì)方案的確定6二、精餾塔的物料衡算61.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)62.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)63.物料衡算原料處理量6三、塔板數(shù)的確定71.理論板層數(shù)的求取72.全塔效率83.實(shí)際板層數(shù)的求取9四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算

2、91.操作壓強(qiáng)計(jì)算92.操作溫度計(jì)算93.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算94.平均密度計(jì)算105.液相平均表面張力計(jì)算116.液相平均粘度計(jì)算11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算121.塔徑的計(jì)算122.精餾塔的有效高度的計(jì)算13六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算141.溢流裝置計(jì)算142.塔板布置153.篩孔數(shù)與開孔率16七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算161.氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?62.霧沫夾帶量的驗(yàn)算173.漏液的驗(yàn)算184.液泛驗(yàn)算18八、塔板負(fù)荷性能圖191.漏液線192.霧沫夾帶線193.液相負(fù)荷下限線204.液相負(fù)荷上限線215.液泛線216. 操作線22九、設(shè)計(jì)一覽表24十、操作方案的說明：25附表26

3、總結(jié)29參考文獻(xiàn)29第一部分 概述一、設(shè)計(jì)目標(biāo)分離正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合液的篩板式精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)試設(shè)計(jì)分離正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合物的篩板精餾塔。精餾分離含正己烷30%（正戊烷60%）的正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合液，要求塔頂餾岀液中含正己烷（正戊烷）不小于96%，塔底釜液中含正己烷不高于2%（正己烷96%）。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）年處理量為2.3萬噸正己烷-正庚烷混合液（3.5萬噸正戊烷-正己烷）。三、設(shè)計(jì)條件操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比與最小回流比比值單板壓降全塔效率4kPa（塔頂表壓）氣液混合進(jìn)料1.50.7kPa 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容編制一份設(shè)計(jì)說明書，主要

4、內(nèi)容包括：1、設(shè)計(jì)任務(wù)。2、塔的工藝計(jì)算：包括全塔物料衡算、塔底及塔頂溫度、精餾段和提餾段氣液負(fù)荷、塔的理論板數(shù)、實(shí)際板數(shù)。3、塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：包括塔高、塔徑、降液管、溢流堰、開孔數(shù)及開孔率。4、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算。5、塔板負(fù)荷性能圖。6、撰寫設(shè)備結(jié)果一覽表。7、繪制精餾塔的設(shè)備圖。8、設(shè)計(jì)感想、設(shè)計(jì)評價(jià)。9、參考文獻(xiàn)。五、工藝流程圖精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外

5、，為保持塔的操作穩(wěn)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動的影響。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測量物流的各項(xiàng)參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀

6、況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態(tài)物料，則宜用全分凝器。總而言之確定流程時(shí)要較全面，合理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。連續(xù)精餾操作流程圖第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算一、設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離正己烷-正庚烷混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣-液混合進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至83后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。二、精餾塔的物料衡算1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)正己烷的摩爾質(zhì)量 =86.17kg/mol正庚烷的摩爾質(zhì)量 =100.21kg/mol原料處理量為： kg/h2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含正己

7、烷摩爾分?jǐn)?shù)和平均相對分子質(zhì)量 =0.32286.17+ (1-0.322)100.21=95.68kg/kmol =0.96586.17+ (1-0.965)100.21=86.66kg/kmol =0.023186.17+ (1-0.0231)100.21=99.88kg/kmol3.物料衡算原料處理量 總物料衡算 D+W3194 正己烷物料衡算0.96+ 0.020.33194 聯(lián)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/h,W=2242.6/99.88=

8、22.45kmol/h 三、塔板數(shù)的確定 1.理論板層數(shù)的求取正己烷-正庚烷物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，查表2求相對揮發(fā)度和q值設(shè)t=81.5，查圖的x=0.357，y=0.634，=0.322 代入的q=0.9， 聯(lián)立q線方程和平衡方程的：最小回流比聯(lián)立q線方程和平衡方程的： 最小回流比為：= =1.5 取操作回流比為： 求操作線方程相平衡方程： 提餾段操作線方程： 精餾段操作線方程： 逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)精餾段操作線計(jì)算 提餾段操作線計(jì)算 總理論板層數(shù)層，進(jìn)料板是第塊六板2.全塔效率 ，度根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為82.75度，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為 故 3.實(shí)際板層數(shù)的求取

9、 精餾段實(shí)際板層數(shù)： 提餾段實(shí)際板層數(shù)： 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.操作壓強(qiáng)計(jì)算塔頂操作壓強(qiáng) 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓強(qiáng) 塔底壓強(qiáng) 提餾段平均壓強(qiáng) 精餾段平均壓強(qiáng) 2.操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中正己烷、正庚烷的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下:塔頂溫度TD=69 進(jìn)料板溫度TF=83,塔釜TW=96.5精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 查表得： 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由計(jì)算，得 查平衡曲線，得 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段塔底摩爾質(zhì)量計(jì)算：由 查表得：（4）提餾段平均摩爾質(zhì)量4

10、.平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算： 塔頂液相平均密度計(jì)算： 由TD=69.5，查附表得 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算 由TF=83，查附表得 精餾段液相平均密度為 5.液相平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 （1）塔頂液相平均表面張力計(jì)算 由TD=69.5 ，查附表得 （2）進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算 由TF=83，查附表得 （3）精餾段液相平均表面張力為： 6.液相平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算： （1）塔頂液相平均粘度計(jì)算 由TD=69.5 ，查附表得 （2）進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算 由TF=83，查附表得 精餾

11、段液相平均粘度為 （3）求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 （4）求提餾塔的氣、液相負(fù)荷 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算取板間距，取板上液層高度， 則 查smith圖得=0.072,依式校正到物系表面張力為13.18mN/m時(shí)的 取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 2.精餾塔的有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.64m，故精餾塔的有效高度為 六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 1.溢流裝置計(jì)算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu)對塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=1.0m,可選

12、用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：溢流堰長 取堰長為0.66D 即 溢流堰高度 計(jì)算如下：， 由， 査下圖知E=1.03 依式 得 取板上清液層高度，故弓形降液管寬度和降液管面積 由，査下圖得， 故 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 (>5s,符合要求) 故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 計(jì)算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積計(jì)算，得 3.篩孔數(shù)與開孔率 本例所處理的物系無腐蝕性，取篩孔孔徑，正三角形排列，可選用碳鋼板，取，故 孔中心距 依式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率

13、，即 每層塔板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 篩孔數(shù)為 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1.氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫朗?干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?jì)算如下 依，査圖得 氣體通過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，?jì)算如下： 由圖查取板上液層充氣系數(shù) 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?依式 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算： 氣體通過每層塔板的壓降為： （設(shè)計(jì)允許值） 2.霧沫夾帶量的驗(yàn)算 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。3.漏液的驗(yàn)算 對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由式（5-25）計(jì)算： 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。4.液泛驗(yàn)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從如下關(guān)系： 依式計(jì)

14、算，即 正己烷-正庚烷物系屬一般物系，取，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生泛液。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)的驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負(fù)荷性能圖1.漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 代入原式得 已算出，代入整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00060.360.00150.370.00300.380.00450.39 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（4）。 2.霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制0.1kg液/kg

15、氣。以=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關(guān)系如下: 由 近似取， 取霧沫夾帶極限值，已知，代入原式得： 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表。0.00064.130.00153.970.00303.760.00453.59 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（1）.3.液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7）得 取E=1，則 整理上式得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（5）。4.液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過此線，表明液體流量

16、過大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過短，進(jìn)入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9）得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線（3）。5.液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度聯(lián)立式得 近似取，由式 故 （已算出） 故 將、以及以上式代入得：整理得下式： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表：0

17、.00066.320.00156.230.00306.120.00456.04 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線(2)6. 操作線 由，及與之間的關(guān)系可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 九、設(shè)計(jì)一覽表將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表：序號項(xiàng)目符號單位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度76.2589.752平均壓力116.5127.73平均流量氣相1.971.994液相0.00860.00995實(shí)際塔板數(shù)1286塔的有效高度4.42.87塔徑2.38板間距0.39降液管形式-單流型10空塔氣速

18、0.44811溢流裝置溢流管形式-弓形12溢流堰長度1.51813溢流堰高度0.03814板上液層高度0.6615堰上液層高度0.02216安定區(qū)寬度0.06517開孔區(qū)到塔壁距離0.03518開孔區(qū)面積0.32619閥孔直徑0.00520浮閥或篩孔個(gè)數(shù)1662421閥孔或篩孔氣速6.0422開孔率3.623孔心距0.01524排間距25塔板壓降 0.726液相負(fù)荷上限 0.02527液相負(fù)荷下限0.001328氣相負(fù)荷下限0.329操作彈性-8.667 十、操作方案的說明：本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離正己-正庚烷烷混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用氣液混合進(jìn)料，降原料液通過預(yù)熱

19、器加熱后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送入儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲罐。附表 表 1 正己烷和正庚烷的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對分子質(zhì)量沸點(diǎn)/臨界溫度/臨界壓強(qiáng)pc/正己烷86.1768.7507.42.93正庚烷100.2198.4540.22.74表 2 常壓下正己烷-正庚烷的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/y98.40.000.0094.30.0890.0259020.1640.37386.40.2430.495830.320.58482.50.3330.60881.50.3570.63478.40.4380.71174.50.5540.799700.7010.8868.71.001.00表3 Antoine 常數(shù)值組分ABC正己烷6.102661171.53224.366正庚烷6.027301268.115216.900表4 正己烷與正庚烷的液相密度溫度t/0204060801