正庚烷-正辛烷连续精馏塔设计

辛连续精馏塔设计-CAL-FENGHAI-(2020YEAR-YICAI)_JINGBIAN化工原理课程设计-专业班级姓 名：号：指导教师2012年1213日录3、设计计划书 5流程的设计及说明 6二、塔的物料衡算 7三、塔板数的确定 8（1）相对挥发度的计算 8（2）实际塔板数的确定 9（3）全塔效率 9四、塔工艺条件及物性数据计算 10操作压强的计算 10操作温度的计算 10平均摩尔质量的计算 11平均密度的计算 11液体平均粘度的计算 12流体平均表面张力的计算 12五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 13（1）塔径 13（2）塔有效高度 14六、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 14溢流装置 14塔板布置 16孔数数与开孔率 16七、筛板的流体力学验算 17（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度 172 173 18、塔板负荷性能图 181 192 19九、精馏塔工艺设计计结果总表 20主要符号说明 23设计评述 24参考书目 24前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，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。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离甲醇和乙醇混合物精馏塔。()()()效。是，为了满足工业生产和需要，塔设得下各种本要求气()操作的现。⑵操作稳定，弹性大，当塔设的气(汽)液负荷有较大范围的变动时，能在较的传质下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所有的可靠性。⑶流体流动的阻小，流体流经塔设的压降小，这将大大节省动消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压降将使整个系统无法维持要的真空度，最终物系的操作。⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作调节和检修。⑹ 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设都难满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和体要求，抓住主要矛盾，进行选型。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔有下优点⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60％，为浮阀塔的80％左右。⑵ 处理能大，比同塔径的泡罩塔可增加 10～15％。⑶塔板，比泡罩塔15％左右。⑷压降较低，每板压比泡罩塔约低 30％左右。筛板塔的缺点是塔板安装的水平度要求较，否则气液接触不匀。⑵操作弹性较小(约 2～3)。⑶小孔筛板容易堵塞。、则及方法；会各种手册用方法及物性质、性质查找方法和技巧；各种结果校核画出艺流、塔板结构等图形。本主内容物料衡算艺算结构和校核。一.划书.题目正庚烷和正辛烷分离艺条件与数据(1)625mol983；。泡点进。设计内容精塔的物衡算及塔板数的确定；精塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精塔的塔体及塔板工艺尺寸计算；塔板的流体力学的验算；塔板的负荷性能图的绘制；绘制主体设备图。设计说明书目录设计方案的确定及工艺流程说明工艺计算及主体设备设计设计结果一览表对本设计的评述及有关问题的说明主要符号说明参考文献附图参考书目流程的设计及说明 图1 板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图 1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。二、精馏塔的物料衡算原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率正庚烷的摩尔质量为：

xF=xD=xw= [2]MD=×+×=100.48kg/molMF=×+×=110.725kg/molMw=×+×=113.811kg/mol则可知：0×5×24×F×FD×D由总物衡算F=D+W容易得出W=hD=h三、板数确定理论板层数NTa．相对挥发度计算1 A T=98.5℃时，PAPB=。α=P/P1 A 2 A T=125.8℃时，PAPB=。α=P/P2 A 则α=sqrt（α1×α2）==α*x/[1+αF[αα-1)x]=y/x=x=y=Fδ δRmin=(xD-y)/(y-x)δ δ δ=取操作回流比R=×=精馏气、L=R×D=×=hV=(R+1)×D=×=hL’=L+F=+=hV’=V=h精馏段、提馏段操作线方程y=L/V×x+D/V×=+提y=L/V×－W/V×w=’有计算可得到下表：项目项目塔板数xy1234567891011121314塔顶塔底由此可知：理论塔板数1385：αμL=全塔板效率Eo=理论板层数NT的求取

=8/35%=≈23（块）精提N提=7/35%=≈14（块）P~）PF×=122(KPa)段平均Pm=+122)/2=(KPa)釜W×Pm=(122+/2=(KPa)温度查表⑴可得安托尼系安托尼系数ABCC7H16C8H18Min～Max-2～120℃19～152℃76lgPA=安托尼方程P===，B待求tPO/PO=BA B0P)P=(KPa，A BAPO 106.09 2.26APO 46.82B假t=110℃P=(KPa)P=(KPa，A BAPO 140.63 2.19APO 64.19B用比例内插法求P/P=时t，A Bt-100110-100

以 度 tD=℃得 温度 tF=℃釜温度 段平均温度tm=+/2=(℃)提℃)=1=1=MVDm=×+×=100.48kg/molMLDm=×+×=100.81kg/mol进料板F=1=MLFm=×+×=111.03kg/mol釜1=1=MLFm=×+×=113.87kg/mol精馏段MVm=+/2=104.62kg/molMLm=+/2=105.92kg/mol提馏段M’Vm=+2=111.11kg/molM’Lm=+/2=112.45kg/mol密度a精馏段密度Ⅰ 气相 气体状态方程得ρVm=PmMvw/RTm=×/[×+]=m3Ⅱ 液相 查tD=℃时ρA＝m3ρB=m3tF=110.57ρA＝592.1kg/m3ρB=630.9kg/m3液相分率αA=×/(×+×=ρLDm=1/+=m3进料板液相αA=×/×+×=ρLFm=1/+=m3精馏段液相ρLm=+/2=m3即Lml=giLmat8= ==A B= = LDm= =0.228g0.772g=

F7A B==LFmLmLm=即=iiLmLmtm =m

8A BLDm=×+×=LDmtF7m =mA BLFM=×+×=mN/mLFMLm=+/2=mN/mLm五、体工艺尺寸[1上可知L=h，V=ha气、体积流率为VS=VMVm/3600ρ =×/(3600×=0.7369m3/s3/s LVVu Cmax

CC20

(0.02

)0.2史密斯关联图⑶C20再求图FlvLS/VS)×(ρl/ρv)=取间距，HT=,上清层高hL=，则HT-hLmC=C20×(σ/20)=Umax=Vs0.785uVs0.785uD/ =1.38m按标准塔径圆整后为D=塔截At=××=实际空塔速为U ==s实际实际U /Umax==(安全系数在充许的范围内符全设计要求)实际精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（23-1）×=提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（14-1）×=1m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+=++1=15m⑴精馏段溢流装置因D=，(此种溢流方式液体流效率较高，结构简单，加方便，在直径小于中被广泛使用。)各项如下：lw可取lw==hwL由hw=h－howL选用平直堰，溢流堰形状有平直形与齿形两种，设中一般采用平直形溢流堰。how由下列公式⑷，即有E=hL=hw=WdAflw/D=Af/AT= Wd/D=Af=0.0655m2Wd=0.144mθ其T为距s为每秒量证结果为设符合要。底隙hou'=su0)ho=×=0.026m0.02mhw-ho=0.006mbD1200mm65mmWc=35mmAaAa=2[r22+r2n-1r]x=D/2dr=D/2Aa=0..416m2f=3mmd=5mmt=3d=3×5=15mmnAT=A=七流体力学验算1)压降a.干hchc×u//ρl）=×2=柱气体通过层h1h1=ρh2Ua=vsHt-Af= =0.721m/s373373=(hw+how)h1=×（＋）=液柱C．液体表面张力的阻力hf的计算液体表面hf=4σ/（ρ2gd。）=4×（）=液柱hp可按下式计算

=++σ=0.0883m液柱Pp=hpρlg=在允许的范围之内D．液面落差对于筛板塔页面落差很。塔径和液面均不大，故可忽略液面落差液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd≤ψ(HT＋hw)正庚烷和正辛烷属于一般物，取ψ，则ψ(HT＋hw)=（+）=则有：Hd≤ψ(HT＋hw)于是可知本设计不会发生液泛雾沫夹带量的验算判断雾沫夹带量e10%的合理范围内，是通过计算泛点率F来完成V 1的。泛点率的计算时间可用式：Vs1Vs1vm1Lm1vm11 0.78Kc AF T

100%塔板面积由前面可得：AT

m2KK=1,在从泛点负荷因中得负荷因CF

,率 F1为0.266F

3.4611.77

100%17.5%1 0.7810.10991.327为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%下。从上计算的80%，雾沫夹带量能满足e V

）/kg(的要求。F50F 0

5a.V

1.36L ZS1

lm1

S1 L

100%KCAF PZ m;Z =D2W=2=;L L dK1;CF

AP

A 2AT

0.9266m2b.综合

)=

h

hh

h

由此式确定液

T w p L d c I L daV2

b2

2/3方

S S Sa 1.91 0

VM1N

0.728LM1H (H (T1)h0 w0.5 0.4 (0.5 1 h 0.163w0.153 c

262.34l2h2

0.722

0.028542w 0S整理得：V2S

0.163/0.72362.34/0.722

1.2039/0.722/3x限线f T 3~5s=AH/L =4sf T x20.06550.4(L) 3/sS1F

4

u

51v1u v1

0 0 Vd2Nu0 S1 4 0 0d

ρN0 N

均已数故可由此出气相负荷V S1值此出与无关水平夜。F0=5规定气小负荷标准。则03.4Vd2N F )20 03.4

0.0069S1min 4 0 4相负荷取堰上how=相负荷条件(L) Lh OW

l S1min}2/3w

值此出相负荷S1该气相出无关竖直其E取值1。可解出(LS1

) =smin上五条坐标如精馏段塔板设图：1t℃2压力Pkpa3气相Vsm3/s流量4 液相 Lsm3/s5 实际板数 Np块23146 有效高度 Zm7 径 Dm8 板间距 Hm9 板溢流形式流型流型10 空气速 um/s11 溢流管形式弓形弓形12 溢流装置 溢流堰长度Lwm13 溢流堰高度hwmhL mhow m16Wsm17Wcm18Aam219dom20n个11521%%%22tm降 ΔP kpa体在管内的停留时间 t s底隙度 ho m相负荷限 Lmax m3/s相负荷下限 Lmin m3/s英文字母Aa 塔板的开孔区面积，m2Af 降液管的截面积,m2Ao 筛孔区面积,m2AT----塔的截面积m2△P 气体通过每层筛板的压降C----负荷因子 无因次t 筛孔的中心距C20----20mN/m的负荷因子do 筛孔直径uo 液体通过降液管底隙的速度D----塔径mWc 边缘无效区宽度ev----液沫夹带量kg液/kg气Wd 弓形降液管的宽度ET 总板效率Ws 破沫区宽度R

Rmin 最小回流比M 平均摩尔质量kg/kmoltm 平均温度℃g----重力加速度9.81m/s2Z 板式塔的有效高度Fo 筛孔气相动能因子kg1/2/2)hl----进口堰与降液管间的水平距离mτ 液体在降液管内停留时间hc----与干板压降相当的液柱高度mμ 粘度hd 与液体流过降液管的压降相当的液注高度mρ 密度σ 表面张力hL 板上清液层高度mh1 与板上液层阻力相当的液注高度m下标ho----降液管的义底隙高度m最大的how 堰上液层高度mmin 最小的hw 出口堰高度mL hw 进口堰高度mV hσ 与克服表面张力的压降相当的液注高度H 板式塔高度mHB----mHd----降液管内清液层高度mHD 塔顶空间高度mHF----进料板处塔板间距mHP 人孔处塔板间距mHT----塔板间距 m

K 稳定系数Lw 堰长m液体体积流量 Ls 液体体积流量m3/sn 筛孔数目P 操作压力KPa△P---压力降N 理论板层数u----空塔气速m/su0,min----漏夜点气速m/suo 液体通过降液管底隙的速度m/sVs