化工原理课程设计_利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺的设计说明

1、下载可编辑安徽理工大学课程设计说明书设计题目：化工原理课程设计学院、系：机械工程学院专业班级：过程装备与控制工程11-2学生姓名：指导教师：李雪斌成绩：2013年 12月 23日.专业 .整理 .下载可编辑设计任务书（一）设计题目 :利用浮阀塔分离正戊烷与正己烷的工艺设计分离要求：试设计一座正戊烷正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度98%的正己烷4.0 万吨，塔顶馏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% （以上均为质量分数） 。（二）操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：泡点进料回流比： 1.4Rmin塔釜加热蒸汽压力：0.5MPa（表压）

2、单板的压降：0.7kPa全塔效率： 52%（ 3）塔板类型：浮阀塔板（ F1 型)（ 4）工作日： 330 天/ 年（一年中有一个月检修）（ 5）厂址：淮南地区（六）设计内容精馏塔的物料衡算塔板数的确定精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算塔体工艺条件尺寸塔板负荷性能图.专业 .整理 .下载可编辑目录第 1 章 序言3第 2 章 精馏塔的物料衡算62.1.物料衡算62.2.常压下正戊烷正己烷气、液平衡组成与温度的关系7第 3 章 塔板数的确定83.1.理论板数 N T 的确定83.2.实际板数的确定9第 4 章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据.94.1.操作压力的计算94.2.密度的计算104.

3、3.表面张力的计算114.4.混合物的粘度124.5.相对挥发度12第 5 章 塔体工艺条件尺寸135.1.气、液相体积流量计算135.2.塔径的初步设计145.3.溢流装置165.4.塔板布置及浮阀数目与排列17第 6 章 塔板负荷性能图206.1.物沫夹带线206.2.液泛线216.3.液相负荷上限226.4.漏液线226.5.液相负荷下限23第 7 章 结束语24.专业 .整理 .下载可编辑正戊烷正己烷连续精馏浮阀塔的设计第1章 序言精馏是分离液体混合物，一种利用回流使液体混合物得到高度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛应用与石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精

4、馏过程在能量剂的驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时进行传质传热过程。精馏塔分为板式塔填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。本次设计任务是设计双组份连续精馏浮阀塔，实现从正戊烷、正己烷的混合溶液中分离出一定纯度的正己烷。本次设计选用浮阀塔。本次设计基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡点进料） ，经过预热器预热达到指定温度后，送入精馏塔的进料板上，进料中的液体和上塔段下来的液体逐板溢流，最后流入塔底再沸器中，经过再沸器得到汽化，蒸汽沿塔上升，余下的

5、液体作为塔底产品。进料中的蒸汽和下塔段来的蒸汽一起沿塔逐板上升，上升的蒸汽进入冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔顶，其余镏出液作为塔顶产品。在整个精馏塔中，气液两相逆流接触，进行相互传质。液相中的易挥发组分进入汽相， 汽相中的难挥发组分转入液相。在每层板上，回流液与上升蒸气互相接触，进行使热和使质过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（斧残液），部分液体气化，产生生升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被全部冷凝， 并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器冷却后被送出作为塔顶产品（馏出液）。本次设计主要内容是物料衡算、塔板数的确定、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的

6、计算、塔板负荷性能图和生产工艺流程图。.专业 .整理 .下载可编辑精馏塔工艺流程图.专业 .整理 .下载可编辑基础数据表 1. 组分的饱和蒸汽压 Pi o (mmHg)温度（）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.组分的液相密度（ kg/m3）温度（）20406080100正戊烷62

7、6.2605.5583.7560.3535.0657.2638.9620600.2579.3正戊烷表 3. 表面张力( mN / m)温度 （）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）.专业 .整理 .下载可编辑温度（）0255075100正戊烷6.236.807.377.968.50正己烷6.006.547.107.668.20第 2章精馏塔的物料衡算2.1. 物料衡算F: 原料液流量 (kmol/h)xF: 原料组成（ mol%）D:塔顶

8、产品流量 (kmol/h)xD： 塔顶组成（ mol%）W:塔底残液流量 (kmol/h)xW：塔底组成（mol%）正戊烷与正己烷的相对摩尔质量分数分别为72kg/ kmol 和 86 kg/ kmol1原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率正戊烷的摩尔质量M A72kg / kmol正己烷的摩尔质量M B86kg / kmol0.6 / 720.642xF0.4 / 860.6 / 720.98/ 720.983xD0.02 / 860.98/ 720.02/ 720.024xW0.98/ 860.02 / 722原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量M F0.64272(10.642)8677.0

9、12kg / kmolM D0.98372(10.983)8672.238kg / kmolM W0.02472(10.024)8685.664kg / kmol3物料衡算原料处理量W4000010003302458.96kmol / h85.664总物料衡算FD58.96正戊烷物料衡算0.642F0.983D 0.024 58.96.专业 .整理 .下载可编辑联立解得D106.85kmol / hF165.81kmol / h2.2. 常压下正戊烷正己烷气、液平衡组成与温度的关系温度：利用表 1 中的数据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精馏段的平均温度：tFtDt1 =2=40.485 提镏段的平均温度：tFtWt255.9652t1=40.485 时的 x1 及 y1454040.485400.620.82x10.82454040.485400.830.93y10.93x10.81y10.92t255.965 时的 x2 及 y2.专业 .整理 .下载可编辑605555.965550.180.31x20.31605555.965550.380.

11、57y20.57x20.29y20.53第 3章 塔板数的确定3.1. 理论板数 NT 的确定由 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精馏段操作线方程yL xD xD109.2x106.850.983 0.505x 0.486VV216.05216.05提馏段操作线

12、方程yL xW xW275.01 x58.960.024 1.273x 0.006VV216.05216.05根据相对挥发度的求取得：xyy1 y2.92 1.92 yy1xD0.983x10.951 5y20.966x20.906y30.943x30.849.专业 .整理 .下载可编辑y40.915x40.786y50.883x50.721y60.850x60.660xfy70.834x70.632y80.798x80.575y90.726x90.476y100.599x100.338y110.424x110.201y120.196x120.077y130.092x130.023xw精馏段有

13、 5 块塔板，第 6 块为进料板，全塔共有13 块理论板。3.2. 实际板数的确定全塔效率为 ET=0.52精馏段实际板数：全塔实际板数：N (精)NT (精) / ET (精)NNT /ET即：全塔板数为 N=13/ 0.52=25 （块）第 4章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据4.1. 操作压力的计算塔顶操作压力PD101.325 4 105.325kPa每层塔板压降P0.7kPa.专业 .整理 .下载可编辑进料板压力PF105.3250.7 12 113.725kPa精馏段平均压力Pm1(105.325113.725) / 2109.525kPa塔底操作压力PF '112.325

14、kPaPw ' 112.325 12 0.7 120.725kPa提馏段平均压力Pm2(112.325120.725) / 2116.525kPa4.2. 密度的计算1aAaB已知：混合液密度：LAB( a 质量分率， M 为平均相对分子质量 ) ，不同温度下正戊烷和正己烷的密度见表2.pm M VmVm混合气体密度：RTm精馏段： t1=40.485 时，液相 x1=0.77 气相 y1=0.90液相： ML1720.7786 （10.9） 64.04kg / kmol气相： MV 1720.986(10.77)84.58kg / kmol提留段： t 255.965 时，液相 x2

15、=0.28 气相 y2=0.52液相： ML 1'720.2886(10.52)61.44kg / kmol气相： MV 1'720.5286(10.28)99.36kg / kmolt D =36.47 时604036.4740苯601.6kg / m3583.7605.5A 605.5604036.4740B641.3kg / m 3620.0638.9B 638.9t F=55.965时.专业 .整理 .下载可编辑604055.96540A ' 588.1kg / m3583.7605.5A '605.5604055.96540B ' 623.9k

16、g / m 3620.0638.9B '638.9精馏段气相平均密度Vm1pm1M Vm1109.52584.583.54kg / m 3精馏段RTm18.314(41.28273.15)提留段平均气相密度pm2 M Vm2116.52599.364.23kg / m3Vm 28.314 (56.3273.15)提馏段RTm 2精馏段液相平均密度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. 表面张力的计算精馏段的平均温度 t1 =40.485 时的表面张力604040.4854013.80mN / m11.7613.85AA13.85604040.4854015.93mN / m13.22815.99BB15 .99.专业 .整理 .下载可编辑A B13.80 15.93m14.23mN / mA xBA x A 13.80 (1 0.77) 15.93 0.77提留段的平均温度 t 255.965 的表面张力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 时502540.485257.15mpa.s7.376.80AA6.80502540.485256.88mpa.s7.106.54BB6.54t255.965时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. 相对挥发度t D =36.47 时.专业 .整理 .下载可编辑4036.136.47 36.1PA095.93Kpa115.62101.33PAo101.334036.136.4736.1032.48Kpa37.2631.98o31.98PBPBPA 012.953PB 0t W=67.43 时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 塔体工艺条件尺寸5.1. 气、液相体积流量计算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.专业 .整理 .下载可编辑精馏段：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提馏段：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. 塔径的初步设计精馏段(0.6 0.8)max , maxCLV , 式中

22、C可由史密斯关联图查出 ：由VL S113.06- 3613.512L1102横坐标数值： VS11.423.540.0285V1取板间距： H T450mm , hL60mm,则 H T - hL 0.45 0.06 0.39m查图可知 C200.080. 214.150.2CC200.075200.0820maxCL 1V 10.075613.53.540.984m / sV 13.54安全系数取 0.8.专业 .整理 .下载可编辑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空塔气速：AT提馏段：1L S22810-3614.6L2横坐标数值： VS2V21.44.23120.0689取板间距： H T450mm , hL60mm,则 H T - hL 0.45 0.06 0.39m查图可知 C 200.082'0.20.2C 'C20'0.08213.250.0762020max 'C 'L 2V 20.076614.64.230.913m / sV 24.23安全系数取 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空塔气速：AT '2.01.专业 .整理 .下载可编辑5.3. 溢流装置（1）堰长 l w取 l w0.65D0.651.61.04m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how 按下式计算：2.84 ELA2 / 3how1000lw近似取 E=1精馏段：2.843.0610 32 / 3how360010001.040.0137mhwhLhow0.060.01370.0463m提馏段：10 32 / 3how '

25、;2.84 836000.0260 m10001.04hw'hL how '0.060.02600.034m（2）弓形降液管的宽度和横截面积Af0.07Wd0.1452查图得： AT则： Af0.07 2.01 0.1407mDWd 1.6 0.1450.232m验算降液管内停留时间：AfH T0.14070.4520.69s5sLS13.0610 3精馏段：'Af'HT'0.1407 0.457.91s5sL S2810 3提馏段：（3）降液管底隙高度精馏段：.专业 .整理 .下载可编辑00.13m / s,h0LS13.061030.0226ml w

26、 01.040.13取降液管底隙的流速提馏段：'0.13m / s, h0LS281030l w'1.040.0592m取降液管底隙的流速00.13因为 h0' 不小于 20mm，故 h0 满足要求。5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本设计塔径 1.6m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。阀孔临界速度0.54872.80.548u072.85.24m / sKp13.54精馏段V 10.54872.80.548u072.84.76m / sKp 24.23提馏段V 2上下两段相应的阀孔动能因子为：F01u0Kp1V 1F02u0Kp 2V 25.24

27、3.549.8594.764.239.790均属正常操作范围。（2）浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子 F010, 则孔速01 为：F0105.3149m / s013.54V 1取边缘区宽度 Wc0.055m, 安定区宽度 Ws0.065m ，开孔区面积.专业 .整理 .下载可编辑RD0.80.0550.745mWC2xDWS0.80.232 0.065 0.503mWd2Aa 2 xR2x2R2sin 1x180R2 0.5030.74520.50320.7452 sin 10.5031.375m 21800.745提馏段取边缘区宽度 Wc0.030m, 安定区宽度 Ws0.055m ，开

28、孔区面积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）浮阀数 n 与开孔率F1 型浮阀的阀孔直径为39mmu0F 0V ，其中取 F0=10阀孔气速nV2/ 4浮阀数目u0 d02n d0开孔率D 2u0105.31m / s精馏段3.54.专业 .整理 .下载可编辑n41.42224块0.0390.0395.312240.0390.03913.31%1.61.6u0104.86m / s4

29、.23提留段n41.4242块0.0390.0394.863.142420.0390.03914.38%1.61.6浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则排间距 t 为Aa1.37581.8mmt2240.0818m精馏段nt0.075Aa1.45380.1mmt2420.0801m提留段nt0.075考虑到塔的直径较大，故采用分块式塔板，而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于计算值，故取t =80mm=0.08m重新计算孔速及阀数nAa1.375230精馏段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.专业 .整理 .下载可编辑243 0.039 0.039 14.44%1. 6 1.6由此可知，阀孔动能因数变化不大第 6章 塔板负荷性能图6.1. 物沫夹带线VSV1.36 LSZLLV泛点率KC F Ab据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：精馏段：Z LD 2Wd1.620.232 1.136m查物性系数 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由上式可知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值算出VS提馏段：VS '4.231.36LS' 1.136614.64.230.80.1251.7286整理得： 0.083251VS1.545LS0.17286VS '2.076418.56L S.专业 .整理 .下载可编辑精馏段LSm3 / s0.0020.01VSm

32、3 / s2.22852.0663提馏段LS'm3 / s0.0020.01VS'm3 / s2.03931.89086.2. 液泛线H ThwhphLhdhchlhhLhd由此确定液泛线，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精馏段：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提馏段 :' 20.50.450.0345.344.23VS(0.7850.0392242)22614.69.8LS '22.84 3600LS '2 / 30.15310.50.0341.040.059210001.04.专业 .整理 .下载可编辑整理得：VS' 21794LS ' 243.32LS '2 / 38.4889在操作范围内任取两个LS值，算出相应的VS精馏段LS1m3 / s0.0010.0030.0040.007VS1 m3 / s7.67397.09416.81095.88

34、97提馏段LS2m3 / s0.0010.0030.0040.007Vm3 / s8.05397.57127.36866.8158S 26.3. 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35 秒。Af H T液体降液管内停留时间LS3 5s以5s 作为液体在降液管内停留时间的下限，则：Af H T0.1407 0.453/ s(L S )max50.0127m56.4. 漏液线对于 F1 型重阀，依 F05 作为规定气体最小负荷的标准，则VS4d02 N 0(VS1 ) min0.039222450.7111m3 / s精馏段：43.54(VS 2 ) min0.039224250.7028m 3 / s提馏段：44.23.专业 .整理 .下载可编辑6.5. 液相负荷下限取堰上液层高度 how0.