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副本

1、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：过程装配与控制工程学生姓名：王旦指导教师：李雪斌成 绩：2013年12月27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：试设计一座正戊烷一正己烷连续精微浮阀塔，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶储出液中含正己烷不得高于1%,原料液中含正己烷55% （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

2、作日：330天/年（一年中有一个月检修）（5）厂址：淮南地区（六）设计内容精储塔的物料衡算塔板数的确定精储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目录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark13 o Current Document 第1章序言 4 HYPERLINK l bookmark15 o Current Document 第2章精储塔的物料衡算 8 HYPERLINK l bookmark17 o Current Document 物料衡算8 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 常压下

3、正戊烷一正己烷气、液平衡组成与温度的关系 9 HYPERLINK l bookmark21 o Current Document 第3章塔板数的确定 10 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 理论板数NT的确定 1 0 HYPERLINK l bookmark25 o Current Document 实际板数的确定 1 1 HYPERLINK l bookmark27 o Current Document 第4章精储塔的工艺条件及有关物性数据 1 2 HYPERLINK l bookmark29 o Current Document 操作压力的

4、计算 1 2 HYPERLINK l bookmark31 o Current Document 密度的计算 12表面张力的计算 1 4混合物的粘度 14相对挥发度 1 5 HYPERLINK l bookmark39 o Current Document 第5章塔体工艺条件尺寸 16 HYPERLINK l bookmark41 o Current Document 气、液相体积流量计算 16 HYPERLINK l bookmark43 o Current Document 塔径的初步设计 1 7溢流装置 1 8 HYPERLINK l bookmark47 o Current Docum

5、ent 塔板布置及浮阀数目与排列 19 HYPERLINK l bookmark51 o Current Document 第6章塔板负荷性能图 23 HYPERLINK l bookmark53 o Current Document 物沫夹带线 23液泛线 24 HYPERLINK l bookmark55 o Current Document 液相负荷上限 25漏液线 25 HYPERLINK l bookmark57 o Current Document 液相负荷下限 25 HYPERLINK l bookmark59 o Current Document 第7章结束语 27正戊烷一正己

6、烷连续精储浮阀塔的设计第1章序言精储是分离液体混合物，一种利用回流是液体混合物得到高度分离的蒸储方法，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。精储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。精储塔分为板式塔填 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储浮阀塔，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

7、：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，送入精储塔的进料板上，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，其余镭出液作为塔顶产品。在整个精微塔中，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，产生生开蒸气，依次通

8、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（储出液）。本次设计主要内容是物料衡算、塔板数的确定、精储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。3%r . 1 .睡财t yA屯-x-冷二碘工啕刚心一M五衅词.嘤讪裒L精储塔工艺流程图输；IdS .七 鼬旗旧战1 ,!广中.4 d_Lq城釉土壬蟠展正嗡泉 族解O*X-基础数据表1.组分的饱和蒸汽压Pio （mmHg）温度 （C）36.140455055606568.7Pio正戊烷101.33115.62136.05159.16185.18214

9、.35246.89273.28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p （kg/m 3）温度 （C）20406080100P正戊烷626.2605.5583.7560.3535.0正戊烷657.2638.9620600.2579.3表3.表面张力 （mN/m）温度(C)020406080100正戊烷18.2016.0013.8511.769.7197.752正己烷20.1018.0215.9913.2312.0610.

10、18表4.混合物的粘度（mpa.s ）温度 （C）0255075100正戊烷6.236.807.377.968.50正己烷6.006.547.107.668.20第2章精微塔的物料衡算2.1.物料衡算F:原料液流量（kmol/h）D:塔顶产品流量（kmol/h）W:塔底残液流量（kmol/h）xf：原料组成（mol% ）xd :塔顶组成（mol% ）Xw：塔底组成（mol% ）正戊烷一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正己烷的摩尔质量M A 72kg/kmolMB 86 kg/kmol0.45/7

11、2Xf0.45/72 0.55/860.4940.99/72Xd0.99/72 0.01/860.9920.01/72xw0.01/72 0.99/860.0122.原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量M F 0.494 72M D 0.992 72Mw 0.012 723.物料衡算(1 0.494) 86(1 0.992) 86(1 0.012) 8679.084kg/kmol72.112kg/kmol85.832kg/kmol原料处理量W 45000 100066.20kmol/h330 24 85.832总物料衡算FD 66.20正戊烷物料衡算0.494F 0.992D 0.012 66

12、.20联立解得D 64.07kmol / hF 130.27kmol/h2.2.常压下正戊烷一正己烷气、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tF、tD、tw.If：50 45tF 45tF=48.71 C0.45 0.62 0.494 0.62tD:40 36.1tD 400.82 10.992 0.82tD =36.27 Ctw：68.7 65tw 68.7tw=68.07 C0 0.070.012 0精储段的平均温度：tFtDt1 二=42.49 C提镭段的平均温度:t2tF tW58.39 Ct1 =42.49 C 时的 Xi 及 yi45 4042.49 4

13、00.62 0.82x1 0.8245 4042.49 400.83 0.93y1 0.93x1 0.72y10.88t2 58.39 C 时的 X2 及 y260 5558.39 550.18 0.31x2 0.3160 5558.39 550.38 0.57y2 0.57X20.22y 0.44第3章塔板数的确定理论板数Nt的确定由 Xp XF 0.494 查得： yp 0.814Xdyp0.966 0.814Rmin D 0.69yp Xp0.814 0.593R 1.4Rmin1.4 0.69 0.966L RD 0.966 109.16 105.45kmol/hV (R 1)D (0

14、.966 1) 109.16 214.61kmol/hL L F 105.45 182.26 287.71kmol/hV V 214.61kmol/h精微段操作线方程LDXXdVV105.45X214.61109.16214.610.966 0.491X0.491提储段操作线方程yLW287.7iXXwXVV2i4.6i73.i00.036 i.34ix2i4.6i0.0i2x -yy根据相对挥发度的求取得：i y 2.867i.867yyiXd 0.966Xi 0.908y20.937x2 0.838y30.902X30.762y，0.865X40.69iy50.830X50.630y60.

15、800X60.582 Xfy70.768X70.536y80.707X80.457y90.60iX90.344yio0.449Xi00.22iyii0.284Xii0.i22yl20.i52Xi20.059yi30.067Xi3 0.024 Xw精储段有5块塔板，第6块为进料板，全塔共有i3块理论板。实际板数的确定全塔效率为Et=0.52精储段实际板数:N （精尸Nt （精）/Et （精）NNt / Et全塔实际板数:即：全塔板数为N=13/ 0.52=25（块）第4章精福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PD 101.325 4 105.325kPa进料板压力精微段

16、平均压力每层塔板压降P 0.7kPaPf105.325 0.7 12 113.725kPaPm1 (105.325 113.725)/2 109.525kPa塔底操作压力pf 112.325kpaPw 112.325 12 0.7120.725kPa提储段平均压力Pm2 (112.325 120.725)/2 116.525kPa4.2.密度的计算1 aA已知：混合液密度:aBB （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.Vm混合气体密度:pm M VmRTm精微段：t1 =41.28 C时，液相 x1=0.77 气相 y1=0.90液相.ML1 72 0.7

17、7 86 (1 0.9) 64.04kg/kmol气相.MV1 72 0.9 86 (1 0.77) 84.58kg/kmol61.44kg /kmol提留段：t2 56.3 C时，液相x2=0.28气相y2=0.52液相：ML11 72 0.28 86 (1 0.52)气相:MV 172 0.52 86 (1 0.28)99.36kg / kmoltD =41.28 C 时60 4041.28 403583.7 605.5 A 605.5 苯 604.1kg / m60 4041.28 40620.0 638.9 b 638.9B 637.7kg /m3tF=56.3 C 时A 587.7k

18、g/m3B 623.5kg/m3604056.3 40583.7605.5A 605.5604056.3 40620.0638.9B 638.9精微段气相平均密度PmM Vm1Vm1精储段RTm1109.525 84.588.314 (41.28 273.15)_33.54kg /m提留段平均气相密度4.23kg/m3Pm2M Vm2Vm2提储段RTm2116.525 99.368.314 (56.3 273.15)精储段液相平均密度10.77 72/0.77 72 (1 0.77) 86 1 0.74li604.1637.7L1 613.5kg/m3提留段的液相平均密度0.28 72/0,2

19、8 72 (1 0.28) 86 1 0.25V1587.7623.5V1614.6kg/m34.3,表面张力的计算精储段的平均温度t1 =41.28C时的表面张力60 4041,28 4011.76 13.85A 13.85A 13.72mN /m60 4041,28 4013,228 15.9915.99B 15.81mN / m13.72 15.81AxB AXA13.72(1 0.77) 15.81 0.7714.15mN / m提留段的平均温度t256.3的表面张力60 4056.3 4011.76 13.85a 13.8512.15mN/m60 4056.3 4013,228 15

20、.9915.9913.74mN /m12.1513.74a Xb a Xa12.15(1 0.28) 13.74 0.2813.25mN/m4.4,混合物的粘度t1 =41.28 C 时50 2541.28257.37 6.80a 6.80a 7.17mpa.s50 2541.28 257.10 6.54b 6.54B 6.90mpa.st2g3 c时75 5056.3 504.5.7.967.37a 7.37A(7.52mpa.s755056.3507.667.10b 7.10b7.24mpa.s10.777.176.90(10.77)7.12mpa.s27.240.287.52(10.28

21、)7.44mpas相对挥发度tD =36.76 C 时40 36.136.76 36.1115.62 101.33PAo 101.3340 36.136.76 36.137.26 31.98Pb0 31.98Pa01 娱 3.022 Pb_ 0Pa103.75Kpa_ 0Pb34.33KpatW=66.8 C 时68.7 6566.8 65273.26 246.89PAo 246.8968.7 6566.8 65 101.33 89.96 pb89.96Pa259.72 Kpa_ 0Pb95.49 Kpa0PaPb259.7295.492.720.3.022 2.720 2.867第5章 塔体

22、工艺条件尺寸5.1.气、液相体积流量计算MV1 84.58kg/kmolM71 64.04kg/kmolMV2 99.36kg/kmol已知.ML 61.44kg/kmolv1Vm3.54 kg / m3v2Vm4.23kg/m3L1LM3613.5kg/mL2LM614.6kg/m3精微段:L1M L1L 64.04 105.45/3600 1.88Kg /sV1 MV 84.58 214.61/3600 5.04Kg /sLi1.883 3Lsi13.06*10 m /sli 613.5V15.043VS1 11.42m /svi 3.54提储段：L2 M L2L 61.44 287.71

23、/3600 4.91Kg /sV2 M V2V99.36 214.61/3600 5.92Kg /sLs2L2L24.91614.6338*10 m /sVS2V25.92V24.231.4m3 / s5.2,塔径的初步设计精储段(0.6 0.8)由maxLV,式中C可由史密斯关联图查出：横坐标数值:L S1VS112L1V13.06 10-31421613.5-0.02853.54取板间距：HT 450mm，hL0.214.15200.07560mm,则 Ht-伉 0.45 0.06 0.39m查图可知C200.080.2C C20 0.0820max0.075613.5 3.543.540

24、.984m/s安全系数取0.8D14 1.42 ,3.14 0.78810.8 max 0.8 0.984 0.788m/s1.515mD1 取整D1=1,6m_ 2_ 2_2ATD10.785 1.62 2.01m24空塔气速:1.422.010.706m/s提储段:L S2横坐标数值：VS212 L28 10-3V21.41614.6 万4.230.0689取板间距：HT450nrn，hL 60mm，贝 U-hL 0.45 0.06 0.39m0.213.25200.076L2 V2V2cc” 614.6 4.23 0.076.4.230.913m/s安全系数取0.820.8 max0.8

25、 0.913 0.730m/s5.3.4Vs2D2S2D2取整2ArD24空塔气速:溢流装置4 1.43.14 0.730D2=1.6m1.56m0.785 1.622.01m2Vs2Ar1.4-0.700m/s2.01(1 )堰长1w取 lw 0.65D0.65 1.6 1.04m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度2/32.84 匚 La1000 lw近似取E=1精微段:how&2/32.84 3.06 103600 0.0137m10001.04hwhLhow 0.06 0.0137 0.0463m查图可知C20 0.082,0.2C C200.08220提储段:how2.84o2/3

26、8 10360010001.040.0260mhwAf0.07查图得：AW 0.145D则:Af0.07 2.0120.1407m2hL how0.06 0.0260 0.034m (2)弓形降液管的宽度和横截面积Wd 1.6 0.145 0.232m验算降液管内停留时间:精微段:提储段:AHLsiAf HtLS20.1407 0.453-3.06 100.1407 0.458 10 320.69s7.91s5s5s(3)降液管底隙高度精微段:取降液管底隙的流速0.13m/s,h。Lsil w 03.06 10 31.04 0.130.0226m提储段:取降液管底隙的流速因为h0不小于20mm

27、0.13m/s, h0故h0满足要求。5.4.塔板布置及浮阀数目与排列LS2l w 08 10 31.04 0.130.0592m(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U0 Kp10.54872.80.54872.85.24m /s精储段V13.54U0 Kp20.54872.80.54872.84.76m /s提储段V24.23上下两段相应的阀孔动能因子为：%UoKpivi5.24 3.54 9.859F02Uo kp21vJ 4.76.4.23 9.790均属正常操作范围。(2)浮阀数目与排列精储段取阀孔动能因子Fo 10,则孔速01为:Fo0

28、1V1103.545.3149m/s取边缘区宽度Wc = 0.055m,安定区宽度Ws0.065m开孔区面积D2 D2WC0.8WdWs0.055 0.745m0.8 0.232 0.065 0.503mAa222 R .1 X2 x R x sin180 R2222 0.503 0.7450.503180_2.0.745 sin1 0.5030.745.375m2提储段取边缘区宽度Wc = 0.030m,安定区宽度Ws0.055m开孔区面积A 2 x .R2x2R2 . sin 1802 0.513.0.772 0.51320.772 sin1801”1.453m20.77其中,D Wc0.

29、8 0.03020.77mWd Ws0.8 0.232 0.0550.513m(3)浮阀数n与开孔率F1型浮阀的阀孔直径为39mmU0阀孔气速V V ,其中取F0=10浮阀数目Vu0d2 /410u0 5.31m/s精储段与54224块4 1.42 n 5.31 0.039 0.0392240.039 0.0391.6 1.613.31%U0提留段4.86m/s242块4 1.44.86 0.039 0.039 3.142420.039 0.0391.6 1.614.38%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tAa 1.375 t 0.0818m 81

30、.8mm精微段nt 224 0.075Aa 1.453 t 0.0801m 80.1mm提留段nt 242 0.075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Aa1.375精储段tt0.075 0.08230Vu。一厂 n d01.42 4/4230 0.039 0.0393.145.17m/sF0 5.173.54 9.732300.039 0.039 13.66%1.61.6Aa1.453提留段tt0.075 0.08243Vu0一rn do1.4 4/4243 0.039

31、0.039 3.144.83m/sF04.83, 4.23 9.932430.039 0.039 14.44%1.6 1.6由此可知，阀孔动能因数变化不大第6章塔板负荷性能图物沫夹带线Vs,V1.36 Ls ZlL VKCFAb据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：精储段：ZL D 2Wd 1.6 2 0.232 1.136m查物性系数K=1.0Cf 0.125Ab At 2Af 2.01 2 0.1407 1.72863 54Vs 1.36 Ls 1.136；613.5 3.540.80.125 1.7286整理得：0.07618Vs 1.545Ls 0.17286Vs 2

32、.2691 20.28Ls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提储段：4.23Vs .1.36 Ls 1.136i 614.6 4.230.80.125 1.7286整理得.0.083251Vs 1.545Ls 0.17286Vs2.0764 18.56LS精储段Ls m3/s0.0020.01Vs m3/s2.22852.0663提储段LS m3/s0.0020.01VS m3/s2.03931.89086.2.液泛线Hthwhp从hd%hihLhd由此确定液泛线，忽略式中的取0.5取0.5Ht5.340.153LSiwho10hw2.84 E10002/3360

33、0Ls2d0 N4精微段:0.5 0.45 0.04635.3423.54Vs(0.785 0.0392 224)22 613.5 9.80.153Ls1.04 0.02262.841 0.5 0.0463 一10002/33600Ls1.04整理得:2_2VS12600LS44.35L2/3s 8.13提储段:，20.5 0.450.0345.344.23VSS(0.785 0.0392 242)22 614.6 9.80.153LS1.04 0.05922.841 0.5 0.034 ,2/33600LS10001.04整理得:,2,2,2/3Vs1794Ls43.32Ls 8.4889在

34、操作范围内任取两个LS值，算出相应的VS精储段3 .Lsi m /s0.0010.0030.0040.007Vs1 m3/s7.67397.09416.81095.8897提储段3Ls2 m /s0.0010.0030.0040.007VS2 m3/s8.05397.57127.36866.8158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AH液体降液管内停留时间Ls以 5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则:Af Ht(L S ) max0.1407 0.455_30.0127m /s漏液线2VS d0 N 0对于Fl型重阀，依F0 5作为规定气体最小负荷的标准，则 4(Vsi ) min精储段：(Vs2) min 提储段： TOC o 1-5 h z 253 0.039224 0.7111m /s4. 3.54253 0.0392 242 0.7028m3/s44.23液相负荷下限取堰上液层高度how 0.006作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线2/30.006取 E=1.02.8410003600 Ls