《正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计3.0万吨年(正己烷)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计3.0万吨年(正己烷)（23页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、1化工原理课程设计化工原理课程设计报告报告正戊正戊烷烷-正己正己烷烷分离分离日日产产量量 100 吨吨正己正己烷烷年年级级三年级三年级专业专业化工化工 091设计设计者姓名者姓名林桂鹏林桂鹏设计单设计单位位化学化工学院化学化工学院完成日期完成日期2011 年年 12 月月 31 日日2目录目录一、概述 4 1.1 设计依据 4 1.2 技术来源 4 1.3 设计任务及要求 5 1.4 操作压力 5 二、流程的确定和说明 5 2.1 加料方式 5 2.2 进料状态 .6 2.3 冷凝方式 6 2.4 加热方式 6 三、设计计算 6 3.1 最小回流比及操作回流比的确定 7 3.2 进料液量、釜残
2、液量及加热蒸汽量的计算 7 3.3 理论塔板层数的确定 8 3.4 全塔效率的估算 83.5 实际塔板数PN .9四、精馏塔主题尺寸的计算 .9 4.1 精馏段与提馏段的体积流量 9 4.1.1 精馏段 .10 4.1.2 提馏段 .11 4.2 塔径的计算 .11 4.3 塔高的计算 .13 五、塔板结构尺寸的确定 .14 5.1 溢流装置计算 .145.1.1 堰长Wl： 145.1.2 溢流堰高度Wh： .145.1.3 弓形降液管宽度dW和截面积fA： .145.1.4 降液管底隙高度0h： 315 5.2 塔板布置 .15 5.2.1 塔板的分块： 15 5.2.2 边缘区宽度确定：
3、 15 5.2.3 开孔区面积计算： 16 5.2.4 筛孔计算及其排列： .16 六、筛板的流体力学验算 .17 6.1 塔板压降 .176.1.1 干板阻力ch计算： 176.1.2 气体通过液层的阻力h计算： .176.1.3 液体表面张力的阻力h计算： 17 6.2 液面落差 .18 6.3 液沫夹带 .18 6.4 漏液 .18 6.5 液泛 .19 七、塔板负荷性能图 19 7.1 漏液线 .19 7.2 液沫夹带线 .20 7.3 液相负荷下限线 .21 7.4 液相负荷上限线 .21 7.5 液泛线 .21 八、设计一览表 23 九、参考资料 234一、概述一、概述筛板精馏塔是
4、化学工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、造价低； 板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高的 优点。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层， 进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为分散相，液相为连续相，气相组 成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。气体在压差推动下，经均布在塔板 上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮有一定的液 体，气体穿过板上液层时两相接触进行传质。在生成的气相中，混合物的组成 将发生改变，相对挥发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相 则在液相中富集，从而达到分离提纯的目的。整个过程熵增
5、为负，需外界提供 能量。 在化工、炼油和石油化学工业生产中,塔设备作为分离过程工艺设备,在蒸馏、 精馏、萃取、吸收和解吸等传质单元操作中有着重要的地位。据统计,在整个化 工工艺设备总投资中塔设备所占的比重,在化肥厂中约为 21%,石油炼厂中约为 20 一 25%,石油化工厂中约占 10。若就单元装置而论,塔设备所占比重往往更大, 例如在成套苯蒸馏装置中,塔设备所占比重竟高达 75.7%。此外,蒸馏用塔的能量 耗费巨大,也是众所周知的。故塔设备对产品产量、质量、成本乃至能源消耗都 有着至关重要的影响。因而强化塔设备来强化生产操作是生产、设计人员十分 关心的课题。1.1 设计依据设计依据本设计依据
6、于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格 计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。51.3 设计任务及要求设计任务及要求原料：正戊烷-正己烷 正乙烷含量：料液含量 0.5（摩尔分数） 设计要求：塔顶的正乙烷含量不小于 0.97（摩尔分数） 塔底的正乙烷含量不大于 0.04（摩尔分数） 回流比为最小回流比的 2 倍 其中 正乙烷和正戊烷的基本数值如下图石油化工基础数据手册.pdf1.4 操作压力操作压力为降低塔的操作费用，操作压力选为常压6其中塔顶压力为 10
7、1.3kPa塔底压力51.01325 10(265 530)NPa二、流程的确定和说明二、流程的确定和说明2.1 加料方式加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可 以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料 方式，本次加料可选泵加料。泵和自动调节装置配合控制进料。2.2 进料状态进料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料、汽液混合物进料、露点进料、加热蒸 汽进料等。 泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。 泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提 馏段塔径基本相等。 由于泡点进料时，塔的制造比较方便，而其他进
8、料方式对设备的要求高，设 计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。2.3 冷凝方式冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需 再次冷凝，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。2.4 加热方式加热方式采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。7三、设计计算三、设计计算原料液的摩尔组成：=0.5fx0.8598，=0.0004DxWx3.1 最小回流比及操作回流比的确定最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，0.5,过点 e（0.5，0.5）做直线0.5 交平衡线于fqxxx点，由点可读得=，因此：ddqy5 . 097. 097. 01minminqd
9、qd xxyxRR可取回流比1640. 20820. 122min RR3.2 进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算塔顶产品产量：要求年产量 3.0 万顿，出去每年的设备维护及放假时间，每 年按 300 天的工作日计算，连续操作，每天 24 小时，日产量为 100 顿所以塔顶的流量为：hkmolD/35.48178.8624101003 由全塔的物料衡算方程可写出：DRVVWxDxFxWDFWDf) 1(解得：744.9516/Fkmol h 605.2190/Wkmol h8442.1139/VVkmol h3.3 理论塔板层数的确定理论塔板层数的确定精馏
10、段操作线方程：10.68390.271711D nnnxRyxxRR 提馏段操作线方程：4 11.36895.4757 10nmwmWWyxxxVV q 线方程：0.1616x 在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出：yx块（含塔釜）19TN 其中，精馏段 15 块，提馏段 4 块。3.4 全塔效率的估算全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：O conenell由相平衡方程式可得1 (1)xyx (1) (1)y x x y根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：(塔顶第一块板)10.8598Dyx10.8493x (加料板)0.5048fy 0.1616fx (塔釜)0.000
11、4wx 0.0036wy 因此可以求得：11.0882,5.2887,9.0289fw全塔的相对平均挥发度：3311.0882 5.2887 9.02893.7316mfw 全塔的平均温度：978.2384.2699.9987.4933DfW mttttC在温度下查得mt 2320.327,0.38H OCH CH OHmPa smPa s因为LiLix所以，0.1616 0.38(1 0.1616) 0.3270.3356LfmPa s0.8598 0.38(1 0.8598) 0.3270.37260.0004 0.38(1 0.0004) 0.3270.3270LDLWmPa smPa s全塔液体的平均粘度：()/3(0.33560.37260.3270)/30.3451LmLfLDLWmPa s全塔效率0.245 0.24510.49()0.4944.85%(4.1567 0.3451)TLE3.5 实际塔板数实际塔板数PN块(含塔
