正戊烷-正己烷-精馏段-提馏段5-化工原理课程设计

xx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xx 学生姓名：xxx

指导教师：xxxxxxx

成绩：

2012年12月23日

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99%的正己烷3.0万吨，塔顶馏出液中含正己烷不得高于1%，原料液中含正己烷50%（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）

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

①精馏塔的物料衡算

②塔板数的确定

③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

④塔体工艺条件尺寸

⑤塔板负荷性能图

目录

第1章序言 (3)

第2章精馏塔的物料衡算 (6)

2.1. 物料衡算 (6)

2.2. 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 (8)

N的确定 (8)

3.1. 理论板数

T

3.2. 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 (9)

4.1. 操作压力的计算 (9)

4.2. 密度的计算 (10)

4.3. 表面张力的计算 (11)

4.4. 混合物的粘度 (12)

4.5. 相对挥发度 (12)

第5章塔体工艺条件尺寸 (13)

5.1. 气、液相体积流量计算 (13)

5.2. 塔径的初步设计 (14)

5.3. 溢流装置 (16)

5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)

第6章塔板负荷性能图 (20)

6.1. 物沫夹带线 (20)

6.2. 液泛线 (21)

6.3. 液相负荷上限 (22)

6.4. 漏液线 (22)

6.5. 液相负荷下限 (23)

第7章结束语 (24)

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，一种利用回流是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计算、塔板负荷性能图和生产工艺流程图。

精馏塔工艺流程图

基础数据

表1.组分的饱和蒸汽压P i o (mmHg)

表2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）

表3.表面张力σ(m mN /)

表4.混合物的粘度（mpa.s ）

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) x F :原料组成（mol%） D:塔顶产品流量(kmol/h) x D ：塔顶组成（mol%） W:塔底残液流量(kmol/h) x W ：塔底组成（mol%）

正戊烷—正己烷的相对摩尔质量分数分别为72kg/ kmol 和86 kg/ kmol 1．原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分率 正戊烷的摩尔质量 km ol /kg 72=A M 正己烷的摩尔质量 km ol /kg 86=B M

012

.086/99.072/01.072

/01.0992.086

/01.072/99.072

/99.0544

.086

/50.072/50.072

/50.0=+==+==+=

W D F x x x

2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量

kmol /kg 832.8586)012.01(72012.0kmol /kg 112.7286)992.01(72992.0kmol /kg 384.7886)544.01(72544.0=?-+?==?-+?==?-+?=W D F M M M 3．物料衡算 原料处理量 h /44.13kmol 832

.852********

30000=???=

W

总物料衡算 44.13+=D F

正戊烷物料衡算 44.13012.0992.0544.0?+=D F 联立解得

h

/kmol 53.96h

/52.40kmol ==F D

2.2.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 : 62

.0544.045

t 62.045.04550F --=

-- t F =47.2℃ t D: 82

.0992.040

t 182.01.3640D --=

-- t D =36.27℃

t W:

012.07

.68t 07.00657.68w --=

-- t W =68.07℃ 精馏段的平均温度： 1t =2t t D

F + =41.735℃

提镏段的平均温度：

635.572

t t t W

F 2=+=

℃ 1t =41.735℃时的x 1及y 1

90

.075.093

.040

735.4193.083.0404582.040

735.4182.062.040451111==--=----=

--y x y x

635.572=t ℃时的x 2及y 2

47

.024.057.055

635.5757.038.0556031.055

635.5731.018.055602222==--=----=

--y x y x

第3章 塔板数的确定

3.1.理论板数T N 的确定

由544.0p ==F X X 查得： 814.0=P y

966

.069.04.14.169

.0593

.0814.0814

.0966.0min min =?===--=--=

R R x y y x R P P P D

h /214.61kmol h /287.71kmol 182.26105.45h /214.61kmol 109.16)1966.0()1(h /105.45kmol 109.16966.0=='=+=+='=?+=+==?==V V F L L D R V RD L

精馏段操作线方程

.4910491.0966.0214.61109.16214.6145.105+=?+=+=

x x x V D x V L y D

提馏段操作线方程

012.0413.1036.0214.6173.10214.6171.287-'=?-'='-'''=

'x x x V W x V L y W

根据相对挥发度的求取得：

()y y

y

y

x 867.1867.21-=

--=

αα

966

.01==D x y 908.01=x

937.02=y 838.02=x

902

.03=y

762

.03=x

865.04=y 691.04=x

830.05=y 630

.05=x 800.06=y xf

x <=582.06

768

.07=y

536

.07=x

707.08=y 457.08=x 601

.09=y 344.09=x 449

.010=y

221

.010=x

284.011=y 122.011=x

152.012=y 059.012=x 067.013=y w x x <=024.013

精馏段有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E T =0.52

精馏段实际板数： )(/)()(精精＝精T T E N N 全塔实际板数： T T E N N /= 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 kPa 325.1054325.101=+=D P 每层塔板压降 kPa 7.0=?P

进料板压力 13.725kPa 1217.0325.105=?+=F P 精馏段平均压力

109.525kPa

2/)725.11305.3251(1=+=m P

塔底操作压力 12.325kPa 1'=F P

a k 725.1207.012325.112'w P P =?+=

提馏段平均压力

kPa

525.1162/)725.120325.112(2=+=m P

4.2.密度的计算

已知：混合液密度：B B

A

A

L

a a ρρρ+=1 (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.

混合气体密度：

m

Vm m Vm RT M p =

ρ

精馏段：1t =41.28℃时，液相x1=0.77气相y1=0.90

液相：kmol /kg 04.649.018677.0721=-?

+?=）（ML 气相：kmol /kg 58.84)77.01(869.0721=-?+?=MV 提留段：3.562=t ℃时，液相x2=0.28气相y2=0.52 液相：kmol /kg 44.61)52.01(8628.072'1=-?+?=ML 气相：kmol /kg 36.99)28.01(8652.072'1=-?+?=MV t D =41.28℃时

5.60540

28.415.6057.5834060--=--A ρ 3

/kg 1.604m =苯ρ 9

.63840

28.419.6380.6204060--=

--B ρ 3

/kg 7.637m B =ρ

t F =56.3℃时

5.605'40

3.565.6057.5834060--=

--A ρ 3/kg 7.587'm A =ρ 9.638'40

3.569.6380.6204060--=

--B ρ 3/kg 5.623'm B =ρ

精馏段气相平均密度

精馏段 3

1111m /kg 54.3)

15.27328.41(314.858

.84525.109=+??==

m Vm m Vm RT M p ρ

提留段平均气相密度

提馏段

3

2222m /kg 23.4)

15.2733.56(314.836

.99525.116=+??==

m Vm m Vm RT M p ρ

精馏段液相平均密度

3

11/5.6137

.63774

.011.604]86)77.01(7277.0/[7277.01

m kg L L =-+

?-+??=

ρρ

提留段的液相平均密度

3

11

/6.6145

.62325

.017.587]86)28.01(7228.0/[7228.01

m kg V V =-+

?-+??=

ρρ

4.3.表面张力的计算

精馏段的平均温度1t =41.28℃时的表面张力

85.1340

28.4185.1376.114060--=

--A σ m N A /m 72.13=σ 99.1540

28.4199.15228.134060--=

--B σ m N B /m 81.15=σ

m

mN x x A A B A B A /15.1477

.081.15)77.01(72.1381

.1572.13m =?+-??=+=

σσσσσ

提留段的平均温度3.562=t ℃的表面张力

85.13'40

3.5685.1376.114060--=

--A σ m N A /m 15.12'=σ 99.15'40

3.5699.15228.134060--=

--B σ m N B /m 74.13'=σ

m

mN x x A A B A B A /25.1328

.074.13)28.01(15.1274

.1315.12'''''''m =?+-??=+=

σσσσσ

4.4.混合物的粘度

1t =41.28℃时

80.625

28.4180.637.72550--=

--A μ s mpa A .17.7=μ 54.625

28.4154.610.72550--=

--B μ s mpa B .90.6=μ 3.562=t ℃时

37.7'50

3.5637.796.75075--=

--A μ s mpa A .52.7'=μ 10.7'50

3.5610.766.75075--=

--B μ s mpa B .24.7'=μ

s mpa s mpa .44.7)28.01(52.728.024.7.12.7)77.01(90.617.777.021=-?+?==-?+?=μμ

4.5.相对挥发度

t D =36.76℃时

33

.1011

.3676.3633.10162.1151.3640o

--=--A P Kpa P A 75.1030

=

98.311

.3676.3698.3126.371.3640o

--=--B P Kpa P B 33.340

=

022

.30

01==

B

A P P α

t W =66.8℃时

89.246'65

8.6689.24626.273657.68o

--=--A P Kpa P A 72.259'

0=

96.8965

8.6696.8933.101657.68'o --=

--B P Kpa P B 49.95'0=

720.249

.9572

.259'

0'01==

=

B

A P P α

867.2720.2022.321=?==ααα

第5章 塔体工艺条件尺寸

5.1.气、液相体积流量计算

已知：kmol kg M kmol

kg M kmol kg M kmol kg M L V L V /44.61/36.99/04.64/58.842211====

3

1/54.3m kg Vm v ==ρρ 3

2/23.4'm kg Vm v ==ρρ

31/5.613m kg LM L ==ρρ 32/6.614'm kg LM L ==ρρ 精馏段：

s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /42.154

.304

.5/10*06.35

.61388

.1/04.53600/61.21458.84/88.13600/45.10504.6431

1

1331

1

11111==

=

====?===?==-ρρ

提馏段：

s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /4.123

.492

.5/10*86.61491

.4/92.53600/61.21436.99/91.43600/71.28744.6132

2

2332

2

2'22'22==

=

====?===?==-ρρ

5.2.塔径的初步设计

精馏段

由

：可由史密斯关联图查出式中C ,,)8.0~6.0(max max V

V

L C

ρρρυυυ-=?=

横坐标数值：0285.03.54613.51.421006.3V L 2

13

-2

1V1L1S1S1=??? ????=???? ???ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知

08

.020=C

075

.02015.1408.0202

.02

.020=?

?

?

???=?

??

??=σC C

s m C

V V L /984.054

.354

.35.613075.0111max =-=-=ρρρυ

安全系数取0.8

s m /788.0984.08.08.0max 1=?==υυ m

V D S 515.1788

.014.342

.1441

1

1=??=

=

πυ

1D 取整 1D =1.6m

2

22

101.26.1785.04

m D A T =?==

π

空塔气速：

s m A V T S /706.001

.242

.11'1===

υ

提馏段：

横坐标数值：0.06894.23614.61.4108V L 2

13

-2

1

V2L2S2S2=??? ????=???? ???ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知

082

.020=C

076

.02025.13082.0202

.02

.0''20'

=?

?

?

???=?

??

? ??=σC C

s

m C V V L /913.023

.423

.46.614076.0222'

'max =-=-=ρρρυ

安全系数取0.8

s m /730.0913.08.08.0'max 2=?==υυ

m

V D S 56.1730

.014.34

.1442

2

2=??=

=

πυ

2D 取整 2D =1.6m

2

22

2'

01.26.1785.04

m D A T =?==

π

空塔气速：

s m A V T

S /700.001

.24

.1'

2'2==

=

υ

5.3.溢流装置

（1）堰长w

l

取

m

D l w 04.16.165.065.0=?==

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度ow

h 按下式计算：

3

/2100084.2???

? ??=w A ow l L E h 近似取E=1

精馏段：

m

h ow

0137.004.136001006.3100084.23

/23=???

?

????=- m

h h h ow L w 0463.00137.006.0=-=-=

提馏段：

m

h ow

0260.004.13600108100084.23

/23'

=???

? ????=-

m h h h ow L w 034.00260.006.0'

'=-=-= （2）弓形降液管的宽度和横截面积

查图得：07

.0=T

f

A A 145.0=D W d

则：21407.001.207.0m

A f =?=

m

W d 232.0145.06.1=?=

验算降液管内停留时间：

精馏段：

s

s L H A S T f 569.201006.345

.01407.03

1>=??=

=

-θ 提馏段：

s s L H A S T f 591.710845

.01407.03

2

'

'

'

>=??=

=

-θ

（3）降液管底隙高度 精馏段：

取降液管底隙的流速m

l L h s m w S 0226.013.004.11006.3,/13.03

0100=??===-υυ 提馏段：

取降液管底隙的流速m l L h s m w S 0592.013.004.1108,/13.03

'

02

0'

0=??===-υυ

因为'

0h 不小于20mm ，故0h

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

精馏段

[]s

/m 24.554.38.728.72548

.0548

.011

0=??

? ??=???

? ??=V Kp u ρ

提馏段

[]s

/m 76.423.48.728.72548

.0548

.022

0=??

? ??=???

? ??=V Kp u ρ

上下两段相应的阀孔动能因子为：

[][]790.923.476.4859.954.324.52200211001======V Kp V Kp u F u F ρρ

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

,

100=F 则孔速

01

υ为：

s

m F V /3149.554

.3101

01==

=

ρυ

取边缘区宽度W c ﹦0.055m,安定区宽度m

W s 065.0=，

开孔区面积

m W D

R C 745.0055.08.02=-=-=

()m

W W D

x S d 503.0065.0232.08.02=--=+-=

?

?????+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π

2

1222375.1745.0503.0sin 745.0180503.0745.0503.02m

=???????+-=-π 提馏段

取边缘区宽度W c ﹦0.030m,安定区宽度m W s 055.0=， 开孔区面积

?

?????+-=-R x R x R x A a 122

2sin 1802π

2

1222453.177.0513.0sin 77.0180513.077.0513.02m

=???????+-=-π 其中，

m W D

R C 77.0030.08.02=-=-=

，

()()m W W D

x s d 513.0055.0232.08.02=+-=+-=

（3）浮阀数n 与开孔率? F1 型浮阀的阀孔直径为39mm

阀孔气速

V F u ρ0

0=

，其中取F 0

=10

浮阀数目

4/200πd u V

n =

开孔率

D n 22

0d =? 精馏段

s

m u /31.554

.3100==

块

224039.0039.031.542

.14n =????=

π

%

31.136.16.1039

.0039.0224=???=?

提留段

s

m u /86.423

.4100==

块

24214.3039.0039.086.44

.14=????=

n

%

38.146.16.1039

.0039.0242=???=?

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

精馏段

mm m nt A t a 8.810818.0075.0224375.1==?==

' 提留段

mm m nt A t a 1.800801.0075.0242453.1==?==

'

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

精馏段

23008.0075.0375.1=?='=

t t A n a

s

m d V

/17.514.3039.0039.02304

42.14

/n u 2

00=????=

=

π

73.954.317.5F 0=?=

%

66.136.16.1039

.0039.0230=???

=?

提留段

24308.0075.0453

.1=?='=

t t A n a

s

m d V

/83.414.3039.0039.02434

4.14

/n u 2

00=????=

=

π

93.923.483.4F 0=?=

%

44.146.16.1039

.0039.0243=???

=?

由此可知，阀孔动能因数变化不大