1、精選優質文檔-傾情為你奉上化工原理課程設計說明書正己烷-正庚烷分離過程篩板精餾塔設計系 別：化工系班 級：09化工2班學 號：姓 名：張艷攀指導老師：李梅設計日期：2012年六月10號星期五目錄第一部分 概述一、設計目標分離正己烷-正庚烷混合液的篩板式精餾塔設計二、設計任務試設計分離正己烷-正庚烷混合物的篩板精餾塔。精餾分離含正己烷30%的正己烷-正庚烷混合液，要求塔頂餾岀液中含正己烷不小于96%，塔底釜液中含正己烷不高于2%。（以上均為質量分數）年處理量為2.3萬噸正己烷-正庚烷混合液。三、設計條件操作壓力進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）氣液混合進料1.5

2、0.7kPa 四、設計內容編制一份設計說明書，主要內容包括：1、設計任務。2、塔的工藝計算：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荷、塔的理論板數、實際板數。3、塔的結構設計：包括塔高、塔徑、降液管、溢流堰、開孔數及開孔率。4、塔板流體力學驗算。5、塔板負荷性能圖。6、撰寫設備結果一覽表。7、繪制精餾塔的設備圖。8、設計感想、設計評價。9、參考文獻。五、工藝流程圖精餾裝置包括精餾塔，原料預熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產品冷凝器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內經多次部分汽化與與部分冷凝器進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此

3、，在確定流程裝置時應考慮余熱的利用，注意節能。另外，為保持塔的操作穩定性，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。原料液由高位槽經過預熱器預熱后進入精餾塔內。操作時連續的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上升蒸汽，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，其余部分經過冷凝器后被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續的穩定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。且在適當位置設置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力

4、表）。以測量物流的各項參數。塔頂冷凝裝置根據生產狀況以決定采用全凝器，以便于準確地控制回流比。若后繼裝置使用氣態物料，則宜用全分凝器。總而言之確定流程時要較全面，合理的兼顧設備，操作費用操作控制及安全因素。連續精餾操作流程圖第二部分 工藝設計計算一、設計方案的確定本設計任務書為分離正己烷-正庚烷混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。設計中采用氣-液混合進料，將原料液通過預熱器加熱至83后送入精餾塔內，其余部分經產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、塔底產品的摩爾分數正己烷的摩爾質量 =86.17kg/mol正庚烷的摩爾質量 =100.21kg/mol原料處

5、理量為： kg/h2.原料液及塔頂、塔底產品含正己烷摩爾分數和平均相對分子質量 =0.32286.17+ (1-0.322)100.21=95.68kg/kmol =0.96586.17+ (1-0.965)100.21=86.66kg/kmol =0.17+ (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/

6、h,W=2242.6/99.88= 22.45kmol/h 三、塔板數的確定 1.理論板層數的求取正己烷-正庚烷物系的氣液平衡數據，查表2求相對揮發度和q值設t=81.5，查圖的x=0.357，y=0.634，=0.322 代入的q=0.9， 聯立q線方程和平衡方程的：最小回流比聯立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： 逐板計算發求理論板層數精餾段操作線計算 提餾段操作線計算 總理論板層數層，進料板是第塊六板2.全塔效率 0.17-0.616，度根據塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為82.75

7、度，該溫度下進料液相平均黏度為 故 3.實際板層數的求取 精餾段實際板層數： 提餾段實際板層數： 四、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1.操作壓強計算塔頂操作壓強 每層塔板壓降 進料板壓強 塔底壓強 提餾段平均壓強 精餾段平均壓強 2.操作溫度計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中正己烷、正庚烷的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下:塔頂溫度TD=69 進料板溫度TF=83,塔釜TW=96.5精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.平均摩爾質量計算 塔頂摩爾質量計算：由 查表得： 進料板平均摩爾質量計算 由計算，得 查平衡曲線，得 精餾段平均摩爾質量 提餾段

8、塔底摩爾質量計算：由 查表得：（4）提餾段平均摩爾質量 4.平均密度計算氣相平均密度計算 由理想氣體狀態方程計算，即液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算： 塔頂液相平均密度計算： 由TD=69.5，查附表得 進料板液相平均密度計算 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算 液相平均表面張力依下式計算，即 （1）塔頂液相平均表面張力計算 由TD=69.5 ，查附表得 （2）進料板液相平均表面張力計算 由TF=83，查附表得 （3）精餾段液相平均表面張力為： 6.液相平均粘度計算 液相平均粘度依下式計算： （1）塔頂液相平均粘度計算 由TD=69.5 ，查附表得

9、（2）進料板液相平均粘度計算 由TF=83，查附表得 精餾段液相平均粘度為 （3）求精餾塔的氣、液相負荷 （4）求提餾塔的氣、液相負荷 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算取板間距，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時的 取安全系數為0.70，則空塔氣速為： 按標準塔徑圓整后為 2.精餾塔的有效高度的計算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進料板上方開一人孔，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算 1.溢流裝置計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。其尺寸和結構對塔的性能有著重

10、要影響。根據經驗并結合其他影響因素，當因D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，不設進口堰，采用凹形受液盤。各項計算如下：溢流堰長 取堰長為0.66D 即 溢流堰高度 計算如下：， 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 驗算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即 (>5s,符合要求) 故降液管設計合理。降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 計算降液管底隙高度 即： 2.塔板布置 取邊緣區寬度，安定區寬度 開孔區面積計算 開孔區面積計算，得 3.篩孔數與開孔率 本例所處理的物系無腐蝕性，取篩孔孔徑，正三角形排列，可

11、選用碳鋼板，取，故 孔中心距 依式計算塔板上開孔區的開孔率，即 每層塔板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 篩孔數為 七、篩板的流體力學驗算1.氣體通過篩板壓降相當的液柱高度依式 干板壓降相當的液柱高度，計算如下 依，査圖得 氣體通過板上液層壓降相當的液柱高度，計算如下： 由圖查取板上液層充氣系數 克服液體表面張力壓降相當的液柱高度 依式 氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算： 氣體通過每層塔板的壓降為： （設計允許值） 2.霧沫夾帶量的驗算 故在設計負荷下不會發生過量霧沫夾帶。3.漏液的驗算 對篩板塔，漏液點氣速可由式（5-25）計算： 穩定系數為 故在本設計中無明顯漏液。4.液泛驗算

12、為防止塔內發生液泛，降液管內液層高應服從如下關系： 依式計算，即 正己烷-正庚烷物系屬一般物系，取，則 故，在設計負荷下不會發生泛液。 根據以上塔板的各項流體力學的驗算，可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負荷性能圖1.漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發生嚴重的漏液現象，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，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表。0.00060.360.00150.370.00300.380.00450.39 由此表數據即可作出漏液線（4）。 2.霧沫夾帶線當氣相負荷超過此線時，液沫夾帶量過大

13、，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制0.1kg液/kg氣。以=0.1kg液/kg為限,求Vs-Ls關系如下: 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，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表。0.00064.130.00153.970.00303.760.00453.59 由此表數據即可作出液沫夾帶線（1）.3.液相負荷下限線液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由式（5-7）得 取E=1，則 整理上式得 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線（5）。4.液相負荷上

14、限線該線又稱降液管超負荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內停留時間過短，進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間的下限，由式（5-9）得 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線（3）。5.液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內將發生液泛現象，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驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內須維持一定的液層高度聯立式得 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

15、作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表：0.00066.320.00156.230.00306.120.00456.04 由此表數據即可作出液泛線(2)6. 操作線 由，及與之間的關系可作出篩板塔的負荷性能圖： 在負荷性能圖上，作出操作點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、設計一覽表將設計篩板的主要結果匯總于下表：序號項目符號單位計算結果精餾段提餾段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實際塔板數1286塔的有效高度4.42.

16、87塔徑2.38板間距0.39降液管形式-單流型10空塔氣速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安定區寬度0.06517開孔區到塔壁距離0.03518開孔區面積0.32619閥孔直徑0.00520浮閥或篩孔個數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液相負荷上限 0.02527液相負荷下限0.001328氣相負荷下限0.329操作彈性-8.667 十、操作方案的說明：本設計任務為分離正己-正庚烷烷混合物。對于二元混合物的分離，

17、應采用連續精餾流程。設計中采用氣液混合進料，降原料液通過預熱器加熱后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡點下一部分回流到塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送入儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品冷卻送到儲罐。附表 表 1 正己烷和正庚烷的物理性質項目分子式相對分子質量沸點/臨界溫度/臨界壓強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據溫度t/液相中苯的摩爾分數/x氣相中苯的摩爾分數/y98.40.000.0094.30.0890.0259020.1640.37386.40.2430.4958

18、30.320.58482.50.3330.60881.50.3570.63478.40.4380.71174.50.5540.799700.7010.8868.71.001.00表3 Antoine 常數值組分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/020406080100L,正己烷 /(kg/m3)67.5.1657.2638.9620.0600.2579.3L，正庚烷/(kg/m3)201.0684.8667.4649.4630.7611.0 表5 液體表面張力溫度t/0204060801

19、00,正己烷 /()20.1018.0216.3714.0012.0610.18，正庚烷 /()22.2020.1818.2016.2614.3612.51表6 液體粘度溫度t/020406080100L正己烷/（）0.8920.6370.4800.3770.3060.255L正庚烷 /（）0.5250.4170.3420.2860.2420.208表 7 液體汽化熱溫度t/203040506070正己烷/（kJ/mol）32.0631.4630.8430.1829.5027.78正庚烷/（kJ/mol）36.6036.0435.4634.8734.2633.63總結通過本次課程設計，培養學生多方位、綜合地分析考察工程問題并獨立解決工程實際問題的能力，要科學、合理、有創新地完成一項工程設計，往往需要各種數據和相關資料。因此，資料、文獻和數據的查找、收集是工程設計必不可少