《正戊烷正己烷分离过程筛板精馏塔方案万吨(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方案万吨(正己烷)（23页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、 个人资料整理 仅限学习使用化工原理课程设计报告正戊烷-正己烷分离日产量100吨正己烷年级三年级专业化工091设计者姓名林桂鹏设计单位化学化工学院完成日期2018年 12月 31日目录一、概述41.1设计依据 41.2技术来源 41.3设计任务及要求 51.4操作压力 5二、流程的确定和说明 52.1加料方式 52.2进料状态 .62.3冷凝方式 62.4加热方式 6三、设计计算 63.1最小回流比及操作回流比的确定 73.2进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 73.3理论塔板层数的确定 83.4全塔效率的估算 83.5实际塔板数 .9四、精馏塔主题尺寸的计算 .94.1精馏段与提馏段的体积
2、流量 94.1.1精馏段 .104.1.2提馏段 .114.2塔径的计算 .114.3塔高的计算 .13五、塔板结构尺寸的确定 .145.1溢流装置计算 .145.1.1堰长： 145.1.2溢流堰高度： .145.1.3弓形降液管宽度和截面积： .145.1.4降液管底隙高度： 155.2塔板布置 .155.2.1塔板的分块： 155.2.2边缘区宽度确定： 155.2.3开孔区面积计算： 165.2.4筛孔计算及其排列： .16六、筛板的流体力学验算 .176.1塔板压降 .176.1.1干板阻力计算： 176.1.2气体通过液层的阻力计算： .176.1.3液体表面张力的阻力计算： 17
3、6.2液面落差 .186.3液沫夹带 .186.4漏液 .186.5液泛 .19七、塔板负荷性能图 197.1漏液线 .197.2液沫夹带线 .207.3液相负荷下限线 .217.4液相负荷上限线 .217.5液泛线 .21八、设计一览表 23九、参考资料 23一、概述筛板精馏塔是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
4、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
5、,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设计依据本设计依据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。1.3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
6、）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操作压力为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为101.3kPa塔底压力二、流程的确定和说明2.1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
7、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加热方式采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。三、设计计算原料液的摩尔组成：=0.50.8598，=0.00043.1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e0.5，0.5）做直线0.5交平衡线于点，由点可读得=，因此：可取回流比3.2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
8、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：由全塔的物料衡算方程可写出：解得：3.3理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：q线方程：在相图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出：块对全塔效率进行估算：由相平衡方程式可得根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得：(塔顶第一块板(加料板(塔釜因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：全塔的平均温度：在温度下查得因为所以，全塔液体的平均粘度：全塔效率3.5实际塔板数块(含塔釜其中，精馏段的塔板数为：块四、精馏塔主题尺寸的计算4.1精馏段与提馏段的体积流量4.1.1精馏段整理精馏段的已
9、知数据列于表3，由表中数据可知：液相平均摩尔质量：液相平均温度：表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶第一块板）质量分数摩尔分数摩尔质量/kg/kmol温度/84.2678.23在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，精馏段的液相负荷同理可计算出精馏段的汽相负荷。精馏段的负荷列于表4。表4 精馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol32.152637.1059平均密度/kg/m822.40731.2767体积流量/m/h12.05560.0033m/s）12849.56073.5693m/s）4.1.2提馏段整理提馏段的已知数据列于表5，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表5 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数摩尔分数摩尔质量/kg/kmol温度/99.905384.2277表6 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg/kmol20.268025.1176平均密度/kg/m914.24740.8387体积流量/m/h23.21844.2塔径的计算塔径可以由下面的公式给出：由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大
