正庚烷-正辛烷連續(xù)精餾塔設計

辛連續(xù)精餾塔設計-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN化工原理課程設計-專業(yè)班級姓 名：號：指導教師2012年1213日錄3、設計計劃書 5流程的設計及說明 6二、塔的物料衡算 7三、塔板數(shù)的確定 8（1）相對揮發(fā)度的計算 8（2）實際塔板數(shù)的確定 9（3）全塔效率 9四、塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算 10操作壓強的計算 10操作溫度的計算 10平均摩爾質(zhì)量的計算 11平均密度的計算 11液體平均粘度的計算 12流體平均表面張力的計算 12五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 13（1）塔徑 13（2）塔有效高度 14六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計算 14溢流裝置 14塔板布置 16孔數(shù)數(shù)與開孔率 16七、篩板的流體力學驗算 17（1）氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨?172 173 18、塔板負荷性能圖 181 192 19九、精餾塔工藝設計計結(jié)果總表 20主要符號說明 23設計評述 24參考書目 24前言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅(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相分揮發(fā)度的不同，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)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)傳熱的過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離甲醇和乙醇混合物精餾塔。()()()效。是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設得下各種本要求氣()操作的現(xiàn)。⑵操作穩(wěn)定，彈性大，當塔設的氣(汽)液負荷有較大范圍的變動時，能在較的傳質(zhì)下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所有的可靠性。⑶流體流動的阻小，流體流經(jīng)塔設的壓降小，這將大大節(jié)省動消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓降將使整個系統(tǒng)無法維持要的真空度，最終物系的操作。⑷結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。⑸耐腐蝕和不易堵塞，方便操作調(diào)節(jié)和檢修。⑹ 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設都難滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質(zhì)和體要求，抓住主要矛盾，進行選型。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔有下優(yōu)點⑴結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60％，為浮閥塔的80％左右。⑵ 處理能大，比同塔徑的泡罩塔可增加 10～15％。⑶塔板，比泡罩塔15％左右。⑷壓降較低，每板壓比泡罩塔約低 30％左右。篩板塔的缺點是塔板安裝的水平度要求較，否則氣液接觸不勻。⑵操作彈性較小(約 2～3)。⑶小孔篩板容易堵塞。、則及方法；會各種手冊用方法及物性質(zhì)、性質(zhì)查找方法和技巧；各種結(jié)果校核畫出藝流、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。本主內(nèi)容物料衡算藝算結(jié)構(gòu)和校核。一.劃書.題目正庚烷和正辛烷分離藝條件與數(shù)據(jù)(1)625mol983；。泡點進。設計內(nèi)容精塔的物衡算及塔板數(shù)的確定；精塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；精塔的塔體及塔板工藝尺寸計算；塔板的流體力學的驗算；塔板的負荷性能圖的繪制；繪制主體設備圖。設計說明書目錄設計方案的確定及工藝流程說明工藝計算及主體設備設計設計結(jié)果一覽表對本設計的評述及有關(guān)問題的說明主要符號說明參考文獻附圖參考書目流程的設計及說明 圖1 板式精餾塔的工藝流程簡圖工藝流程：如圖 1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(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)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和采取相應的措施，常在流程中的適當位置設置必要的儀表。比如流量計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。二、精餾塔的物料衡算原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率正庚烷的摩爾質(zhì)量為：

xF=xD=xw= [2]MD=×+×=100.48kg/molMF=×+×=110.725kg/molMw=×+×=113.811kg/mol則可知：0×5×24×F×FD×D由總物衡算F=D+W容易得出W=hD=h三、板數(shù)確定理論板層數(shù)NTa．相對揮發(fā)度計算1 A T=98.5℃時，PAPB=。α=P/P1 A 2 A T=125.8℃時，PAPB=。α=P/P2 A 則α=sqrt（α1×α2）==α*x/[1+αF[αα-1)x]=y/x=x=y=Fδ δRmin=(xD-y)/(y-x)δ δ δ=取操作回流比R=×=精餾氣、L=R×D=×=hV=(R+1)×D=×=hL’=L+F=+=hV’=V=h精餾段、提餾段操作線方程y=L/V×x+D/V×=+提y=L/V×－W/V×w=’有計算可得到下表：項目項目塔板數(shù)xy1234567891011121314塔頂塔底由此可知：理論塔板數(shù)1385：αμL=全塔板效率Eo=理論板層數(shù)NT的求取

=8/35%=≈23（塊）精提N提=7/35%=≈14（塊）P~）PF×=122(KPa)段平均Pm=+122)/2=(KPa)釜W×Pm=(122+/2=(KPa)溫度查表⑴可得安托尼系安托尼系數(shù)ABCC7H16C8H18Min～Max-2～120℃19～152℃76lgPA=安托尼方程P===，B待求tPO/PO=BA B0P)P=(KPa，A BAPO 106.09 2.26APO 46.82B假t=110℃P=(KPa)P=(KPa，A BAPO 140.63 2.19APO 64.19B用比例內(nèi)插法求P/P=時t，A Bt-100110-100

以 度 tD=℃得 溫度 tF=℃釜溫度 段平均溫度tm=+/2=(℃)提℃)=1=1=MVDm=×+×=100.48kg/molMLDm=×+×=100.81kg/mol進料板F=1=MLFm=×+×=111.03kg/mol釜1=1=MLFm=×+×=113.87kg/mol精餾段MVm=+/2=104.62kg/molMLm=+/2=105.92kg/mol提餾段M’Vm=+2=111.11kg/molM’Lm=+/2=112.45kg/mol密度a精餾段密度Ⅰ 氣相 氣體狀態(tài)方程得ρVm=PmMvw/RTm=×/[×+]=m3Ⅱ 液相 查tD=℃時ρA＝m3ρB=m3tF=110.57ρA＝592.1kg/m3ρB=630.9kg/m3液相分率αA=×/(×+×=ρLDm=1/+=m3進料板液相αA=×/×+×=ρLFm=1/+=m3精餾段液相ρLm=+/2=m3即Lml=giLmat8= ==A B= = LDm= =0.228g0.772g=

F7A B==LFmLmLm=即=iiLmLmtm =m

8A BLDm=×+×=LDmtF7m =mA BLFM=×+×=mN/mLFMLm=+/2=mN/mLm五、體工藝尺寸[1上可知L=h，V=ha氣、體積流率為VS=VMVm/3600ρ =×/(3600×=0.7369m3/s3/s LVVu Cmax

CC20

(0.02

)0.2史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶C20再求圖FlvLS/VS)×(ρl/ρv)=取間距，HT=,上清層高hL=，則HT-hLmC=C20×(σ/20)=Umax=Vs0.785uVs0.785uD/ =1.38m按標準塔徑圓整后為D=塔截At=××=實際空塔速為U ==s實際實際U /Umax==(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)符全設計要求)實際精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（23-1）×=提餾段有效高度為Z提=（N提-1）HT=（14-1）×=1m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+=++1=15m⑴精餾段溢流裝置因D=，(此種溢流方式液體流效率較高，結(jié)構(gòu)簡單，加方便，在直徑小于中被廣泛使用。)各項如下：lw可取lw==hwL由hw=h－h(huán)owL選用平直堰，溢流堰形狀有平直形與齒形兩種，設中一般采用平直形溢流堰。how由下列公式⑷，即有E=hL=hw=WdAflw/D=Af/AT= Wd/D=Af=0.0655m2Wd=0.144mθ其T為距s為每秒量證結(jié)果為設符合要。底隙hou'=su0)ho=×=0.026m0.02mhw-ho=0.006mbD1200mm65mmWc=35mmAaAa=2[r22+r2n-1r]x=D/2dr=D/2Aa=0..416m2f=3mmd=5mmt=3d=3×5=15mmnAT=A=七流體力學驗算1)壓降a.干hchc×u//ρl）=×2=柱氣體通過層h1h1=ρh2Ua=vsHt-Af= =0.721m/s373373=(hw+how)h1=×（＋）=液柱C．液體表面張力的阻力hf的計算液體表面hf=4σ/（ρ2gd。）=4×（）=液柱hp可按下式計算

=++σ=0.0883m液柱Pp=hpρlg=在允許的范圍之內(nèi)D．液面落差對于篩板塔頁面落差很。塔徑和液面均不大，故可忽略液面落差液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應服從式子Hd≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷屬于一般物，取ψ，則ψ(HT＋hw)=（+）=則有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本設計不會發(fā)生液泛霧沫夾帶量的驗算判斷霧沫夾帶量e10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率F來完成V 1的。泛點率的計算時間可用式：Vs1Vs1vm1Lm1vm11 0.78Kc AF T

100%塔板面積由前面可得：AT

m2KK=1,在從泛點負荷因中得負荷因CF

,率 F1為0.266F

3.4611.77

100%17.5%1 0.7810.10991.327為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%下。從上計算的80%，霧沫夾帶量能滿足e V

）/kg(的要求。F50F 0

5a.V

1.36L ZS1

lm1

S1 L

100%KCAF PZ m;Z =D2W=2=;L L dK1;CF

AP

A 2AT

0.9266m2b.綜合

)=

h

hh

h

由此式確定液

T w p L d c I L daV2

b2

2/3方

S S Sa 1.91 0

VM1N

0.728LM1H (H (T1)h0 w0.5 0.4 (0.5 1 h 0.163w0.153 c

262.34l2h2

0.722

0.028542w 0S整理得：V2S

0.163/0.72362.34/0.722

1.2039/0.722/3x限線f T 3~5s=AH/L =4sf T x20.06550.4(L) 3/sS1F

4

u

51v1u v1

0 0 Vd2Nu0 S1 4 0 0d

ρN0 N

均已數(shù)故可由此出氣相負荷V S1值此出與無關(guān)水平夜。F0=5規(guī)定氣小負荷標準。則03.4Vd2N F )20 03.4

0.0069S1min 4 0 4相負荷取堰上how=相負荷條件(L) Lh OW

l S1min}2/3w

值此出相負荷S1該氣相出無關(guān)豎直其E取值1?？山獬?LS1

) =smin上五條坐標如精餾段塔板設圖：1t℃2壓力Pkpa3氣相Vsm3/s流量4 液相 Lsm3/s5 實際板數(shù) Np塊23146 有效高度 Zm7 徑 Dm8 板間距 Hm9 板溢流形式流型流型10 空氣速 um/s11 溢流管形式弓形弓形12 溢流裝置 溢流堰長度Lwm13 溢流堰高度hwmhL mhow m16Wsm17Wcm18Aam219dom20n個11521%%%22tm降 ΔP kpa體在管內(nèi)的停留時間 t s底隙度 ho m相負荷限 Lmax m3/s相負荷下限 Lmin m3/s英文字母Aa 塔板的開孔區(qū)面積，m2Af 降液管的截面積,m2Ao 篩孔區(qū)面積,m2AT----塔的截面積m2△P 氣體通過每層篩板的壓降C----負荷因子 無因次t 篩孔的中心距C20----20mN/m的負荷因子do 篩孔直徑uo 液體通過降液管底隙的速度D----塔徑mWc 邊緣無效區(qū)寬度ev----液沫夾帶量kg液/kg氣Wd 弓形降液管的寬度ET 總板效率Ws 破沫區(qū)寬度R

Rmin 最小回流比M 平均摩爾質(zhì)量kg/kmoltm 平均溫度℃g----重力加速度9.81m/s2Z 板式塔的有效高度Fo 篩孔氣相動能因子kg1/2/2)hl----進口堰與降液管間的水平距離mτ 液體在降液管內(nèi)停留時間hc----與干板壓降相當?shù)囊褐叨萴μ 粘度hd 與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨萴ρ 密度σ 表面張力hL 板上清液層高度mh1 與板上液層阻力相當?shù)囊鹤⒏叨萴下標ho----降液管的義底隙高度m最大的how 堰上液層高度mmin 最小的hw 出口堰高度mL hw 進口堰高度mV hσ 與克服表面張力的壓降相當?shù)囊鹤⒏叨菻 板式塔高度mHB----mHd----降液管內(nèi)清液層高度mHD 塔頂空間高度mHF----進料板處塔板間距mHP 人孔處塔板間距mHT----塔板間距 m

K 穩(wěn)定系數(shù)Lw 堰長m液體體積流量 Ls 液體體積流量m3/sn 篩孔數(shù)目P 操作壓力KPa△P---壓力降N 理論板層數(shù)u----空塔氣速m/su0,min----漏夜點氣速m/suo 液體通過降液管底隙的速度m/sVs