李玉峰化工原理課程設(shè)計(jì)利用浮閥塔分離正戊烷與正己烷的工藝設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目: 分離正戊烷-正己烷用浮閥精餾塔設(shè)計(jì)院 系： 機(jī)械工程學(xué)院 專業(yè)班級(jí)： 過(guò)控11-2 學(xué) 號(hào)： 2011301956 學(xué)生姓名： 李玉峰 指導(dǎo)教師： 李雪斌 2014 年 1 月 5 日 安徽理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)（論文）任務(wù)書(shū) 機(jī)械工程學(xué)院 過(guò)控 教研室學(xué) 號(hào)2011301956學(xué)生姓名李玉峰專業(yè)（班級(jí)）過(guò)控11-2設(shè)計(jì)題目分離正戊烷-正己烷用浮閥精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)技術(shù)參數(shù)料液種類：正戊烷-正己烷混合液年處理量： 25000 噸料液濃度： 40% （輕組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂產(chǎn)品濃度：98%（輕組組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔底釜液濃度：98%（重相組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)）每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一

2、個(gè)月檢修）精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4kPa（表壓）設(shè)備形式：浮閥精餾塔廠址：淮南地區(qū)設(shè)計(jì)要求完成精餾塔工藝設(shè)計(jì)、精餾設(shè)備設(shè)計(jì)、配管設(shè)計(jì)，繪制塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖，編制設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。工作量 說(shuō)明書(shū)總頁(yè)數(shù)不少于25頁(yè)工作計(jì)劃精餾塔的物料衡算塔板數(shù)的確定精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算塔體工藝條件尺寸塔板負(fù)荷性能圖參考資料化工原理課程設(shè)計(jì) 王衛(wèi)東 主編化工原理課程設(shè)計(jì) 第二版 馬江權(quán) 冷一欣 主編化工原理第四版 王志魁 劉麗英 劉偉 主編化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)塔設(shè)備 錄秀林 王者相 主編指導(dǎo)教師簽字教研室主任簽字 2014年1月5日 安徽理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)（論文）成績(jī)?cè)u(píng)定表 學(xué)生姓名： 李玉峰 學(xué)號(hào)： 201130195

3、6 專業(yè)班級(jí)：過(guò)控11-2 課程設(shè)計(jì)題目： 分離正戊烷-正己烷用浮閥精餾塔設(shè)計(jì) 指導(dǎo)教師評(píng)語(yǔ)： 成績(jī)： 指導(dǎo)教師： 年 月 日目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc312335627 第1章 序言5 HYPERLINK l _Toc312335628 第2章 精餾塔的物料衡算8 HYPERLINK l _Toc312335629 2.1. 物料衡算8 HYPERLINK l _Toc312335631 第3章 塔板數(shù)的確定9 3.1. HYPERLINK l _相對(duì)揮發(fā)度 相對(duì)揮發(fā)度.9HYPERLINK l 3.2. 理論板數(shù)的確定9 HYPERLINK l

4、3.2.1 回流比R的確定.9 3.2.2 HYPERLINK l 操作線方程10 3.2.3 理論板數(shù).10 HYPERLINK l _Toc312335633 3.2. 實(shí)際板數(shù)的確定11 HYPERLINK l _Toc312335634 第4章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)11 HYPERLINK l _Toc312335635 4.1. 操作壓力的計(jì)算11 HYPERLINK l _塔徑的確定 4.2. 常壓下正戊烷、正己烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系.12 HYPERLINK l _Toc312335636 4.3. 密度的計(jì)算13 HYPERLINK l _Toc312335637

5、 4.4. 表面張力的計(jì)算15 HYPERLINK l _Toc312335638 4.5. 混合物的粘度15 HYPERLINK l _Toc312335640 第5章 塔體工藝條件尺寸16 HYPERLINK l _Toc312335641 5.1. 氣、液相體積流量計(jì)算16 HYPERLINK l _Toc312335642 5.2. 塔徑的初步設(shè)計(jì)17 HYPERLINK l _塔徑的確定 5.3. 塔徑的確定18 HYPERLINK l _Toc312335643 5.4. 溢流裝置19 HYPERLINK l 5.4.1 堰長(zhǎng).19 HYPERLINK l 5.4.2 弓形降液管的

6、寬度和橫截面積.19 HYPERLINK l 5.4.3 降液管底隙高度.20 HYPERLINK l _Toc312335644 5.5. 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列20 HYPERLINK l 5.5.1 塔板分布.20 HYPERLINK l 5.5.2 浮閥數(shù)目與排列.20 HYPERLINK l 5.5.3 浮閥數(shù)n與開(kāi)孔率.21 HYPERLINK l _Toc312335645 第6章 塔板負(fù)荷性能圖23 HYPERLINK l _Toc312335646 6.1. 物沫夾帶線23 HYPERLINK l _Toc312335647 6.2. 液泛線24 HYPERLINK l _

7、Toc312335648 6.3. 液相負(fù)荷上限26 HYPERLINK l _Toc312335649 6.4. 漏液線26 HYPERLINK l _Toc312335650 6.5. 液相負(fù)荷下限26 HYPERLINK l _Toc312335651 第7章 結(jié)束語(yǔ)27正戊烷正己烷連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì) 序言精餾是分離液體混合物，一種利用回流是液體混合物得到高度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛應(yīng)用與石油、化工、輕工、食品、冶金等部門(mén)。精餾過(guò)程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由

8、氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分分離。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱過(guò)程。精餾塔分為板式塔填料塔兩大類。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。本次設(shè)計(jì)任務(wù)是設(shè)計(jì)雙組份連續(xù)精餾浮閥塔，實(shí)現(xiàn)從正戊烷、正己烷的混合溶液中分離出一定純度的正己烷。本次設(shè)計(jì)選用浮閥塔。本次設(shè)計(jì)基本流程：原料液（正戊烷、正己烷混合液，泡點(diǎn)進(jìn)料），經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱達(dá)到指定溫度后，送入精餾塔的進(jìn)料板上，進(jìn)料中的液體和上塔段下來(lái)的液體逐板溢流，最后流入塔底再沸器中，經(jīng)過(guò)再沸器得到汽化，蒸汽沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進(jìn)料中的蒸汽和下塔段來(lái)的蒸汽一起沿塔逐板上升，上升的蒸汽進(jìn)入冷凝器，部分蒸汽得到冷凝返回塔頂，其余鎦出液作為塔頂

9、產(chǎn)品。在整個(gè)精餾塔中，氣液兩相逆流接觸，進(jìn)行相互傳質(zhì)。液相中的易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相，汽相中的難揮發(fā)組分轉(zhuǎn)入液相。在每層板上，回流液與上升蒸氣互相接觸，進(jìn)行使熱和使質(zhì)過(guò)程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（斧殘液），部分液體氣化，產(chǎn)生生升蒸氣，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸氣進(jìn)入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器冷卻后被送出作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）。 本次設(shè)計(jì)主要內(nèi)容是物料衡算、塔板數(shù)的確定、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算、塔板負(fù)荷性能圖和生產(chǎn)工藝流程圖。精餾塔工藝流程圖基礎(chǔ)數(shù)據(jù)io (mmHg)溫 度 （）404550556065Pio正戊烷正己

10、烷x10y10（kg/m3）溫 度 （）20406080100正戊烷535.0正己烷620()溫 度 （）020406080100正戊烷正己烷表4.混合物的粘度（mpa.s）溫度 （）0255075100正戊烷正己烷 精餾塔的物料衡算物料衡算F:原料液流量(kmol/h) xF:原料組成（mol%）D:塔頂產(chǎn)品流量(kmol/h) xD：塔頂組成（mol%）W:塔底殘液流量(kmol/h) xW：塔底組成（mol%）正戊烷正己烷的相對(duì)摩爾質(zhì)量分?jǐn)?shù)分別為72kg/ kmol和86 kg/ kmol1原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的摩爾分率正戊烷的摩爾質(zhì)量 正己烷的摩爾質(zhì)量 2原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均

11、摩爾質(zhì)量3物料衡算原料處理量 總物料衡算 正戊烷物料衡算 聯(lián)立解得 塔板數(shù)的確定相對(duì)揮發(fā)度 tD時(shí),由表1得： tW時(shí)，由表1得： 理論板數(shù)的確定3.2.1 回流比R的確定因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，則q=1有 由汽液相平衡方程式得： 3.2.2 操作線方程精餾段操作線方程提餾段操作線方程3.2.3 理論板數(shù) 逐板計(jì)算法，在已知、q及R的條件下，應(yīng)用相平衡方程與操作線方程從塔頂開(kāi)始逐板計(jì)算各板的汽相與液相組成，從而得到所需的理論板。根據(jù)相對(duì)揮發(fā)度的求得： 綜上，得到第8塊板為進(jìn)料板，精餾段有8板，全塔共有14塊理論板。實(shí)際板數(shù)的確定全塔效率為ET精餾段實(shí)際板數(shù)：提餾段實(shí)際板數(shù)：全塔實(shí)際板數(shù)： 精餾塔的工藝條

12、件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 塔底操作壓力 提餾段上方壓力 提餾段平均壓力 常壓下正戊烷、正己烷氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度：利用表1中的數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tF、tD、tW.tF: tFtD: tDtW: tW精餾段的平均溫度： =提鎦段的平均溫度：時(shí)的x1及y1時(shí)的x2及y2密度的計(jì)算已知：混合液密度： (質(zhì)量分率，為平均相對(duì)分子質(zhì)量)，不同溫度下正戊烷和正己烷的密度見(jiàn)表2.混合氣體密度：精餾段：，,汽相液相：氣相：提留段：時(shí)，液相氣相液相：氣相： tD tF 時(shí), 精餾段： 提餾段： 精餾段氣相平均密度精餾段 提留段平均氣相密度

13、提餾段 精餾段液相平均密度提留段的液相平均密度表面張力的計(jì)算精餾段的平均溫度時(shí)的表面張力 提餾段平均溫度的表面張力 混合物的粘度精餾段：時(shí) 提餾段：時(shí) 塔體工藝條件尺寸氣、液相體積流量計(jì)算已知：精餾段：提餾段：塔徑的初步設(shè)計(jì)精餾段：橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：查圖可知取整得空塔氣速：提餾段：橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：查圖可知：取整得：空塔氣速：塔徑的確定塔徑小于800mm的板式塔采用整塊式塔盤(pán)結(jié)構(gòu)時(shí)，塔體需設(shè)計(jì)成帶法蘭的塔節(jié)，不僅用材增多，而且制造安裝都很麻煩。因而有些小塔在設(shè)計(jì)時(shí)，寧愿使塔徑超過(guò)800mm（此時(shí)，塔的開(kāi)孔率需相應(yīng)的減少），以便采用整體塔殼。在上一節(jié)中初步計(jì)算了塔徑，若最后的塔徑就取0.

14、7m，則塔體設(shè)計(jì)時(shí)必須設(shè)計(jì)成帶法蘭的塔節(jié)，使用材增多，給制造安裝帶來(lái)很多不便。經(jīng)權(quán)衡，取塔徑D=0.8m。溢流裝置取出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液高度按下式計(jì)算： 近似取E=1精餾段：提餾段：查圖得： 則：驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間： 精餾段： 提餾段：精餾段：取降液管底隙的流速提餾段：取降液管底隙的流速因?yàn)椴恍∮?0mm，故滿足要求。塔板布置及浮閥數(shù)目與排列本設(shè)計(jì)塔徑0.8m，可采用分塊式塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。閥孔臨界速度精餾段 提餾段 上下兩段相應(yīng)的閥孔動(dòng)能因子為：均屬正常操作范圍。精餾段取閥孔動(dòng)能因子則孔速為：取邊緣區(qū)寬度Wc0.055m,安定區(qū)寬度，開(kāi)孔區(qū)面積提餾段取邊緣區(qū)寬度Wc

15、0.030m,安定區(qū)寬度，開(kāi)孔區(qū)面積與開(kāi)孔率查有關(guān)資料得：F1 型浮閥的閥孔直徑為39mm閥孔氣速，其中取F0=10浮閥數(shù)目開(kāi)孔率精餾段 提餾段 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=0.075m，則排間距為精餾段 提餾段 考慮到各分塊板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于計(jì)算值，故取重新計(jì)算孔速及閥數(shù)精餾段 提餾段 由此可知，閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大。 塔板負(fù)荷性能圖物沫夾帶線泛點(diǎn)率據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算：精餾段：查物性系數(shù)K=1.0 ，整理得：由上式可知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出提餾段：整理得：精餾段提餾段液泛

16、線由此確定液泛線，忽略式中的取0.5 其中，精餾段：整理得：提餾段:整理得：在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，算出相應(yīng)的精餾段提餾段液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35秒。液體降液管內(nèi)停留時(shí)間以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則：漏液線對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段：提餾段：液相負(fù)荷下限取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。由以上15作出塔板負(fù)荷性能圖精餾塔的負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：在任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下由漏液控制； 結(jié)束

17、語(yǔ)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，讓我對(duì)精餾塔有了更深一步的認(rèn)識(shí)，而且鞏固了我在精餾塔方面的知識(shí)。在做課程設(shè)計(jì)的過(guò)程中，我知道了認(rèn)真的重要性，精餾塔的各種參數(shù)，稍有不慎弄錯(cuò)一個(gè)，直接導(dǎo)致本次課程設(shè)計(jì)的失敗。所以不管我們?cè)谧鍪裁矗瑧B(tài)度第一，認(rèn)真對(duì)待，就一定能夠做好。通過(guò)本塔的負(fù)荷性能圖可以看出，操作線分別與液沫夾帶線和漏液線相交，是以上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。若操作點(diǎn)位于操作區(qū)內(nèi)的適中位置時(shí)可獲得穩(wěn)定良好的操作效果。但本塔的操作點(diǎn)偏于漏液線，在操作區(qū)偏下方。使塔的正常操作受到一定影響?？梢酝ㄟ^(guò)減少塔板開(kāi)孔率使漏液線下移，使操點(diǎn)位于操作區(qū)中心位置。提高塔的操作效果。精餾塔操作的基本要求是在連續(xù)定態(tài)和最經(jīng)濟(jì)的條件下處理更多的原料液，達(dá)到預(yù)定的分離要求或組分的回收率，即在允許范圍內(nèi)采用較小的回流比和比較大的再沸器傳熱量。