F1浮阀型精馏塔 化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书之南宫帮珍创作创作时间：二零二一年六月三十日姓名：熊茂专业：生物工程

班级：生物2010一、设计题目：正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计二、设计任务及把持条件设计任务：原料液中含正辛烷46.5%(质量)塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%(质量)年产纯度为97.8%的正辛烷3万吨把持条件塔顶压力：4kPa(表压)进料热状态：泡点进料(3)塔底加热蒸汽压力：0.5MPa(表压)单板压降：W⑹全塔效率：ET=59%三、 塔板类型F1型浮阀塔四、 工作日每年运行300天,每天工作24小时五、公司厂址厂址：重庆市长寿区新工业园区胜利路128号六、具体设计内容设计说明书的内容精馏塔的物料衡算塔板数简直定精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔板主要工艺尺寸的计算塔板的流体力学验算塔板负荷性能图设计图纸要求(1)绘制生产工艺流程图(2)精馏塔的工艺条件图(双溢流浮阀塔)

3）设计基础数据表目录设计基础数据表表一正庚烷、正辛烷的密度温度（C）20406080100120140正庚烷（Kg/mJ684.8667.4649.4630.7611.0590.3568.3正辛烷（Kg/mJ703.7705.6689.4672.7655.4637.4618.7表二正庚烷、正辛烷的粘度温度（C）20406080100120140正庚烷（mPa•s）0.4170.3420.2860.2420.2080.1810.143正辛烷（mPa•s）0.5450.4360.3580.4000.2550.2190.190表三正庚烷、正辛烷的概况张力温度（C）20406080100120140正庚烷（mN/m）正辛烷（mN/m）表四正庚烷、正辛烷的饱和蒸汽压温度（C）20406080100120140正庚烷（kPa）297正辛烷（kPa）表五正庚烷、正辛烷的摩尔定比热容温度（C）20406080100120140正庚烷（J/（kg・k））正辛烷(kj/(kg•k))一、绪论1．设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格①25〜100mm、高度0.5〜1.5m,每段塔节可设置1〜2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产物.整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产物储罐等.塔压降由变送器丈量,塔釜上升蒸汽量可通过采纳釜液温度或灵敏板进行控制,塔压可采纳稳压阀控制,并可装载自动平安阀.为使塔身坚持绝热把持,采纳现代化仪表控制温度条件,并可在室温〜300°C范围内任意设定.同时，为了满足用户的科研需要,每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示.浮阀塔由于气液接触状态良好,雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故）,塔板效率较高,生产能力较年夜.浮阀塔应用广泛,对液体负荷变动敏感,不适宜处置易聚合或者含有固体悬浮物的物料,浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易获得,便于设计和比较,而且更可靠.浮阀塔更适合,塔径不是很年夜,易气泡物系,腐蚀性物系,而且适合真空把持.3．工艺流程简直定原料液由泵从原料储罐中引出,在预热器中预热后送入连续板式精馏塔Fl型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采纳强制循环式列管全凝器冷凝后一部份作为回流液,其余作为产物经冷却至后送至产物槽；塔釜采纳热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉.以下是浮阀精馏塔工艺简图二、设备工艺条件的计算1・设计方案简直定及工艺流程的说明本设计任务为分正庚烷-正辛烷混合物.对二元混合物的分离，应采纳连续精馏过程.设计中采纳泡点进料（q=1），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内.塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部份回流至塔内，其余部份经产物冷却器冷却后送至储罐.该物系属易分离物系，最小回流比力小，故把持回流比取最小回流比的2倍.塔釜采纳间接蒸汽加热，塔底产物经冷却后送至储罐.2．全塔的物料衡算2.1料液及塔顶底产物含苯的摩尔分率正庚烷和正辛烷的相对摩尔质量分别为100.20kg/kmol和114.22kg/kmol.

2.2平均摩尔质量2.3料液及塔顶底产物的摩尔流率依题给条件：一年以300天,一天以24小时计,有W二30000000kg/(300x24h)二4166.6667kg/h,全塔物料衡算：釜液处置量总物料衡算苯物料衡算联立解得4166.6667W= =36.5813kmol/h113.9013F二D+W0.5673F二0.9806D+0.0227WD=48.2025kmol/h3．塔板数简直定P°P°°C时,P°=103.649KPa,P°P°Aa二P/P1ABC时，P°=217.34KPa,Aa=P/P2AB贝卩a=*xa2f2270x2.070汽液相平衡方程：y=a*x/[1+(a-1)x]=2.168x/(1+1.168x)x=y/[a-(a-1)x]=y/(2.168-1.168y)最小回流比及其把持回流比的求解：x=x=0.5673,y6F 6Rmin=(xD-y5)/(y5-x5)=(0.9806-0.7397)/(0.7397-0.5673)取把持回流比为：RRminX3.3精馏塔的气、液相负荷L二RXXkmol/hV=(R+1)XXkmol/hL‘kmol/hV=V=kmol/h精馏段、提馏段把持线方程精馏段把持线：y二L/VXx+D/VXx=x+D提馏段把持线：y /V'Xx'—W/V'Xx二x‘w两把持线交点的横坐标为理论板数的计算：先交替使用相平衡方程：x=y/(2.168-1.168y)与精馏段把持线方程：y二x+0.2844计算如下：y=x—相平衡>x=0.9589D 1y=—相平衡丿犷匚0.938122y9=0.7202丿平*>x9=0.5429<xf(0.5673)由计算可知第9板为加料板.以下交替使用提馏段把持线方程：y二x'-0.0049与相平衡方程：x=y/(2.168-1.168y)计算如下：y=0.0393—相平衡>x=0.0185<x(0.0227)由计算可得：总理论塔板数为17(包括蒸馏釜).精馏段理论板数为8,第9板为进料板.提馏段理论板数为9.通过摩尔分数,正庚烷与正辛烷气液相平衡图可查出：xD=0.9806时，tD=99.2OC塔底：xW=0.0227时，J=130.8C全塔平均温度tm=(tD+tW)/2=(99.2+130.8)/2=115C根据表二正庚烷与正辛烷的粘度数据利用差值法求得：卩=0.192mPa-s卩=0.233mPa-sAB全塔板效率ET理论板层数N的求取T精馏段实际塔板数N二8/二心14块精提馏段实际塔板数N二9/二心16块提4．精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算4.1把持压力的计算设每层塔压降：AP二0.7KPa(—般情演况下，板式塔的每个理论级压降约在0.4~1.1kPa)进料板压力：P=101.3+14XF塔釜板压力： P=101.3+30XW提馏段平均压力：Pm'温度（C）100105110115120总压正庚烷（kPa）正辛烷（kPa）x10.8650.6030.4560.2470.1210y10.9360.7700.7660.4130.2270利用上表数据，由拉格朗1日差值法可得98・5一1°0_0-98・5塔顶温度1-0.865 0.936-1,tD=99.2C105一110-「105加料板 0.603-0.4560.766-0.77,tF=105-14C120-125.8_如—120塔底温度 0.121-0_0-0.227,tW_130£C精馏段平均温度 Tm_(99.2+105.14)/2_102.17C提镏段平均温度 匚_630.8+105.14)/2_117.97C4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由x二y=0.9806,xD11MX100.20+(1-0.9806)Xkg/molVDmMX100.20+(1-0.9589)Xkg/molLDm进料板平均摩尔质量计算由y=0.7202,xF9MX100.20+(1-0.7202)Xkg/molVFmMX100.20+(1-0.5429)Xkg/molLFm塔釜平均摩尔质量计算由y'「393,x'「185M'=393X100.20+(1-393)Xkg/molVWmM'=185X100.20+(1-185)Xkg/molLWm精馏段平均摩尔质量Mkg/molVmMkg/molLm提馏段平均摩尔质量

Mrkg/molVmM‘kg/molLm4.4平均密度的计算精馏段平均密度的计算I气相 由理想气体状态方程得P=PM/RTXX3VmmvwmII液相 查t°C时P3P3DABtC时P3P3FAB塔顶液相的质量分率aXXXAP3LDm进料板液相的质量分率aXXXAP3精馏段液相平均密度为P3Lm提馏段平均密度的计算I气相 由理想气体状态方程得P‘=PM/RTXX3VmmvwmII液相查tC时，P3,P3wABaXXXAP‘=1/(0.0200/578.474+0.9800/627.302)=626.252kg/m3Lwm提馏段平均密度P‘3Lm4.5平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算即由tDC由tDC查表二得Lmu=0.209mPa.sAlguLDma.u=0.209mPa.sAlguLDmuLDmb・进料板平均粘度的计算由tC查表二得FLFmu=0.201mPa.suABlgu

LFmLFm精馏段平均粘度c．塔底液相平均粘度的计算由c．塔底液相平均粘度的计算由t°C查表二得W口=0.160mPa.sALWmLWm提馏段平均粘度L'm4.6平均概况张力的计算液相平均概况张力依下式计算即o二工xioiLm塔顶液相平均概况张力的计算 由tC查表三得Do=N/mo/mABoXX/mLDm进料板液相平均概况张力的计算 由tC查表三得Foo/mABoXX13.71=12.77mN/mLFM塔底液相平均概况张力的计算 由tC查表三得Woo/mABoXX11.49=11.45mN/mLWm精馏段液相平均概况张力o=(12.76+12.77)/2=12.77mN/mLm提馏段液相平均概况张力o'=(12.77+11,4)/2=12.11mN/mLm5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算kmol/h,V=kmol/h精馏段的气、液相体积流率为V=VM/3600PX102.30)/(3600X3/sS Vm VmL=LM/3600PX103.7)/(3600X3/sS Lm Lmumax式中,负荷因子Cumax式中,负荷因子C。20(0.02)°2由史密斯关联图⑶查得C再求20图的横坐标为F=(L/V)x(p/p)lvSSlv取板间距，Hm,板上清液层高度取h=0.07m,则H-hmT L TL史密斯关联图如下由上面史密斯关联图,得知 C2020气体负荷因子C=CX(o/20)20C:PL_PV ：614.768—3.48TOC\o"1-5"\h\zCL V-U二.PV 3.48maxXmaxD/二..VS 1.3840.785%二\0.785x0.756XX2实际空塔气速为U、际m/s实际U/U=0.544/0.945=0.576（平安系数在充许的范围内,符全设计要求厂由上面可知提馏段L‘kmol/h,V二kmol/h提馏段的气、液相体积流率为：V=VM/3600P’S VmV=VM/3600P’S VmL‘二L‘M/3600p‘S LmVmX110.29)/(3600X3/sLmumax:p—umax:p—pLVpV式中,负荷因子C°20（0.02）"2由史密斯关联图⑶查得C再求20图的横坐标为F=(L‘ /V’)x(p‘/p‘)TOC\o"1-5"\h\zlv S S l v取板间距，Hm,板上清液层高度取h=0.09m,则H-hmT L TL由史密斯关联图,得知 C2020气体负荷因子C=CX(o/20) 20C:pl—PV .'621.616—3.91U=pVx\ 391maxXmaxD/=三0.785uXX2实际空塔气速为U、际m/s实际U/U=0.516/0.863=0.598（平安系数在充许的范围内,符全设计要求厂5.3精馏塔有效高度的计算—tH精馏段有效高度为 Z精二EtT亠亠、 体h提馏段有效咼度为 Z提二ettm故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提m精提6、塔板主要工艺尺寸的计算6.1精馏段a・溢流装置计算因塔径D=1.8m,所以可选取双溢流弓形降液管,采纳凹形受液盘.（此种溢流方式液体流径较短,塔板效率较高,塔板结构简单,加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用.）各项计算如下：1） 堰长lw可取lw=m2） 溢流堰高度hw由hw=h—how选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采纳平直形溢流堰板.）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有fL[:IEIlw1X10-3并由图液流收缩系数计算图，则可取用E二,则how=取板上清液层高度h=mL故h=mw3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7 查图可求得A/A=0.09 Wd/D=0.15fTAXm2fXm并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即0=AXH/L二Xs>5sfTs其中H即为板间距0.60m,L即为每秒的体积流量Ts验证结果为降液管设计符合要求.4）降液管底隙高度hoh=L/（lwXuo'）取u'm/s（一般取u0‘=0.07〜0.25m/s.）o贝则h/（X）o=mmh-hmwo故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h‘w=55mm.b.塔板安插1） 塔板的分块因为D>800mm,所以选择采纳分块式.2） 边缘区宽度确定取Ws=W's=90mm,Wc=60mmc・开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2[x（r2—x2）+nr2/180Xsin-i（x/r）]其中x=D/2－（Wd＋Ws）r=D/2—Wc由上面推出Aa2浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F二10；由F二u八兀1可求阀孔00气速uo=F-1型浮阀的孔径为39mm,故每层塔板上浮阀个数为浮阀排列方式采纳等腰三角形叉排.取同一横排的孔心t=75mmt'_A”_ 1.64 _则排间距_£N_0.075x216_考虑到塔径比力年夜,而且采纳塔板分块,各块支撑与衔接

也要占去一部份鼓泡区面积，因而排间距不宜采纳100mm，而应小一点，故取t'二80mm,按t二75mm,t'二80mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=273u0实际孔速=4.244mu0实际孔速兀-X(0.039)2X273阀孔动能因数为F二u0Jpv=4.24423.48=7.91<1000v精馏段浮阀塔板得开孔率申=N（d0/D）2=273x（0.039/1.8）2=0.1282此开孔率在5%~15%范围内，符合要求.所以精馏段这样开孔是合理的.a・溢流装置计算因塔径D=1.8m,所以可选取双溢流弓形降液管，采纳凹形受液盘（同精馏段）.各项计算如下：1） 堰长lw可取lw=m2） 溢流堰高度hw由hw=h—h可选取平直堰，堰上层液高度h由下列公式计算,Low ow即有h=2.84X10-3XEX（Lh/lw）（2/3）并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E二,则h=mow取板上清液层高度h=0.09mL故hw=m3） 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7查图⑷可求得Af/ATXmXm并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即0=AfXH/Ls二Xs>5s其中H即为板间距0.60m,L即为每小时的体积流量Th验证结果为降液管设计符合要求.降液管底隙高度h0h=L/(lwXu)oso取u'mo贝则h/(X)o=mmH-hmwO故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'w=55mm.b塔板安插塔板的分块因为D>800mm,所以选择采纳分块式.边缘区宽度确定取Ws=W's=90mm,Wc=60mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有Aa=2[x(r2—x2)+nr2/180Xsin-i(x/r)]其中x=D/2－(Wd＋Ws)r=D/2—Wc由上面推出Aam2d.浮阀数与开孔率预先选取阀孔临界动能因子F二10；由F二u八匚1可求阀孔气000v速uo=浮阀排列方式采纳等腰三角形叉排.取同一横排的孔心t二75mm=0.100mt=0.100m则排间距txN0.075x217考虑到塔径比力年夜,而且采纳塔板分块,各块支撑与衔接也要占去一部份鼓泡区面积，因而排间距不宜采纳100mm，而应小一点，故取t'=80mm,按t=75mm,t'=80mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=2731.311u= =4.020m/s实际孔速0 兀-x(0.039)2x273阀孔动能因数为F0=U八匚=4.020x\；39i=7.95<10

提馏段浮阀塔板得开孔率9二N（d。/D）2二273x（0.039/1.8）2二0.1282此开孔率在5%~15%范围内，符合要求.所以精馏段这样开孔是合理的.合理的.7•浮阀的流体力学验算7.1精馏段1）塔板的压降每层塔板静压头降可按式hf=h+h+忙由式：73?1可计算临界阀孔气速Jc，2代入式中可以解U0c：73.1—1.825\348u=8.364m/s>u0=4.244m/s0c 0 5则需要根据公式u0.175=19.90c =0.0434mphlLmhl可以由公式0hL计算出板上液层阻.由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化合物，可取充气系数£0二0.45,其中hL为板得液层高度由上面知hL=0.07m,则可以算出h|=0.45x0.07=0.0315mh"由于采纳浮阀塔板，克服鼓泡时液体概况张力的阻力很小，所以可忽略不计.这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降hf为换成单板压降AP=hpg=0.0709x609.38x9.81=451.71Pa<0.7Kpa（设计合ffLm1理）2）液面落差对浮阀塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不年夜，所以

可忽略液面落差的响3） 降液管中液清层的高度Hd可以由式Hd=h+h+h+Ah可以由式Hdfwd ow前已计算h前已计算hf=0.0749mb.计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw=0.0518mhd因不设进口堰，所以可用式hd=°・153u02其中u0为液体通过降液管底隙时流速依照经验式,u0=0.1m/s,则可以算的hdd.上液流高度how前已求出h=0.0182mow这样H=h+h+h+Ah+h=0.0749+0.0518+0.00153+0.0182=0.1464mdfwd ow4） 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子HdW巾（H+h）Tw正庚烷和正辛烷属于一般物系，取巾二0.5,则巾（H+h）Tw则有：HdW巾（H+h）Tw于是可知本设计不会发生液泛5） 雾沫夹带量的验算a．雾沫夹带量eV判断雾沫夹带量ev是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的.泛点率的计算时间可用式：塔板面积由前面可得：AT=2.54m2正庚烷和正辛烷混合液可按无冒泡物系处置，取物性系数K值,K=1,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.142,将以上数值分别代入上式，得泛点率.为为防止雾沫夹带过量,对年夜塔,泛点需控制在80%以下.从以上计算的结果可知,其泛点率都低于80%,所以雾沫夹带量能满足eV<0-1kg（液）/炬（干气）的要求.b・严重漏液校核当阀孔的动能因数F）低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F0=7・91>5,可见不会发生严重漏液.

1）塔板的压降每层塔板静压头降可按式hf=h+hi+ha.计算干板静压头降a.计算干板静压头降hcTOC\o"1-5"\h\z73.1 ：73.13.91vm1则需要根据公式u=1.8253.91vm1则需要根据公式2代入式中可以解0c Pu=7.89m/s>u0=4.020m/s0c 0u0.175=19.9-oc =0.04595mpLm1b.板上液层阻力竹可以由公式h=代计算出板上液层阻.由于所分离的正辛烷和正庚烷混合液为碳氢化合物，可取充气系数£0=0.45,其中hL为板得液层高度由上面知hL=0.09m,则可以算出h=0.45x0.09=0.0405mlc计算液体概况张力所造成的静压头降h由于采纳浮阀塔板,克服鼓泡时液体概况张力的阻力很小所以可忽略不计.这样,气流经一层,浮阀塔板的静压头降hf为换成单板压降丈=hpg=0.08645x621.616x9.81=527.18Pa<0.7Kpa（设计合ffLm1理）2）液面落差对浮阀塔,液面落差很小,由于塔径和液流量均不年夜,所以可忽略液面落差的响.3）降液管中液清层的高度Hd可以由式Hd=hf+hw+hd+Ah+howhf 前已计算hf=0.08645mb.计算溢流堰（外堰）高度hw 前已计算hw=0-0631mhd因不设进口堰，所以可用式hd=°・153u02其中u0为液体通过降液管底隙时流速依照经验式,u0=0.2m/s,则可以算的hdd.上液流高度how前已求出h=0.0269mow、、,r\A这样