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

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：王旦指导教师：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—正己烷连续精馏浮阀塔，要求年产纯度99%的正己烷4.5万吨，塔顶馏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）工作日： 330天/年（一年中有一个月检修）（5）厂址：地区（六）设计容①精馏塔的物料衡算②塔板数的确定③精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算④塔体工艺条件尺寸⑤塔板负荷性能图目录第1章序言 (3)第2章精馏塔的物料衡算 (6)2.1. 物料衡算 (6)2.2. 常压下正戊烷—正己烷气、液平衡组成与温度的关系 (7)第3章塔板数的确定 (8)N的确定 (8)3.1. 理论板数T3.2. 实际板数的确定 (9)第4章精馏塔的工艺条件及有关物性数据 (9)4.1. 操作压力的计算 (9)4.2. 密度的计算 (10)4.3. 表面力的计算 (11)4.4. 混合物的粘度 (12)4.5. 相对挥发度 (12)第5章塔体工艺条件尺寸 (13)5.1. 气、液相体积流量计算 (13)5.2. 塔径的初步设计 (14)5.3. 溢流装置 (16)5.4. 塔板布置及浮阀数目与排列 (17)第6章塔板负荷性能图 (20)6.1. 物沫夹带线 (20)6.2. 液泛线 (21)6.3. 液相负荷上限 (22)6.4. 漏液线 (22)6.5. 液相负荷下限 (23)第7章结束语 (24)正戊烷—正己烷连续精馏浮阀塔的设计第1章序言精馏是分离液体混合物，一种利用回流是液体混合物得到高度分离的蒸馏方法，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。

精馏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。

精馏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馏浮阀塔，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：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，送入精馏塔的进料板上，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，其余镏出液作为塔顶产品。

在整个精馏塔中，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，产生生升蒸气，依次通过各层塔板。

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（馏出液）。

本次设计主要容是物料衡算、塔板数的确定、精馏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。

精馏塔工艺流程图基础数据表1.组分的饱和蒸汽压P i o (mmHg)表2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）表3.表面力σ(m mN /) 表4.混合物的粘度（mpa.s ）第2章 精馏塔的物料衡算2.1.物料衡算F:原料液流量(kmol/h) x F :原料组成（mol%） D:塔顶产品流量(kmol/h) x D ：塔顶组成（mol%） W:塔底残液流量(kmol/h) x W ：塔底组成（mol%）正戊烷—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 km ol /kg 72=A M 正己烷的摩尔质量 km ol /kg 86=B M012.086/99.072/01.072/01.0992.086/01.072/99.072/99.0494.086/55.072/45.072/45.0=+==+==+=W D F x x x2．原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量kmol /kg 832.8586)012.01(72012.0kmol /kg 112.7286)992.01(72992.0kmol /kg 084.7986)494.01(72494.0=⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=W D F M M M 3．物料衡算 原料处理量 h /kmol 20.66832.852********45000=⨯⨯⨯=W总物料衡算 66.20+=D F正戊烷物料衡算 66.20012.0992.0494.0⨯+=D F联立解得h/kmol 27.130h /64.07kmol ==F D2.2.常压下正戊烷—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t F 、t D 、t W. t F : 62.0494.045t 62.045.04550F --=-- t F =48.71℃ t D: 82.0992.040t 182.01.3640D --=-- t D =36.27℃t W:0012.07.68t 07.00657.68w --=-- t W =68.07℃ 精馏段的平均温度：1t =2t t DF + =42.49℃提镏段的平均温度：39.582t t t WF 2=+=℃ 1t =42.49℃时的x 1及y 188.072.093.04049.4293.083.0404582.04049.4282.062.040451111==--=----=--y x y x39.582=t ℃时的x 2及y 244.022.057.05539.5857.038.0556031.05539.5831.018.055602222==--=----=--y x y x第3章 塔板数的确定3.1.理论板数T N 的确定由494.0p ==F X X 查得： 814.0=P y966.069.04.14.169.0593.0814.0814.0966.0min min =⨯===--=--=R R x y y x R P P P Dh /214.61kmol h /287.71kmol 182.26105.45h /214.61kmol 109.16)1966.0()1(h /105.45kmol 109.16966.0=='=+=+='=⨯+=+==⨯==V V F L L D R V RD L精馏段操作线方程.4910491.0966.0214.61109.16214.6145.105+=⨯+=+=x x x V D x V L y D提馏段操作线方程012.0413.1036.0214.6173.10214.6171.287-'=⨯-'='-'''='x x x V W x V L y W根据相对挥发度的求取得：()y yyyx 867.1867.21-=--=αα966.01==D x y 908.01=x937.02=y 838.02=x902.03=y762.03=x865.04=y 691.04=x830.05=y 630.05=x 800.06=y xfx <=582.06768.07=y 536.07=x 707.08=y 457.08=x 601.09=y 344.09=x 449.010=y221.010=x284.011=y 122.011=x152.012=y 059.012=x 067.013=y w x x <=024.013精馏段有5块塔板，第6块为进料板，全塔共有13块理论板。

3.2.实际板数的确定全塔效率为E T =0.52精馏段实际板数： )(/)()(精精＝精T T E N N 全塔实际板数： T T E N N /= 即：全塔板数为N=13/ 0.52=25（块）第4章 精馏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 kPa 325.1054325.101=+=D P 每层塔板压降 kPa 7.0=∆P进料板压力 13.725kPa 1217.0325.105=⨯+=F P 精馏段平均压力109.525kPa2/)725.11305.3251(1=+=m P塔底操作压力 12.325kPa 1'=F Pa k 725.1207.012325.112'w P P =⨯+= 提馏段平均压力kPa525.1162/)725.120325.112(2=+=m P4.2.密度的计算已知：混合液密度：B BAAL a a ρρρ+=1 (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.混合气体密度：mVm m Vm RT M p =ρ精馏段：1t =41.28℃时，液相x1=0.77气相y1=0.90液相：kmol /kg 04.649.018677.0721=-⨯+⨯=）（ML 气相：kmol /kg 58.84)77.01(869.0721=-⨯+⨯=MV 提留段：3.562=t ℃时，液相x2=0.28气相y2=0.52 液相：kmol /kg 44.61)52.01(8628.072'1=-⨯+⨯=ML 气相：kmol /kg 36.99)28.01(8652.072'1=-⨯+⨯=MV t D =41.28℃时5.6054028.415.6057.5834060--=--A ρ 3/kg 1.604m =苯ρ 9.6384028.419.6380.6204060--=--B ρ 3/kg 7.637m B =ρt F =56.3℃时5.605'403.565.6057.5834060--=--A ρ 3/kg 7.587'm A =ρ 9.638'403.569.6380.6204060--=--B ρ 3/kg 5.623'm B =ρ精馏段气相平均密度精馏段 31111m /kg 54.3)15.27328.41(314.858.84525.109=+⨯⨯==m Vm m Vm RT M p ρ提留段平均气相密度提馏段32222m /kg 23.4)15.2733.56(314.836.99525.116=+⨯⨯==m Vm m Vm RT M p ρ精馏段液相平均密度311/5.6137.63774.011.604]86)77.01(7277.0/[7277.01m kg L L =-+⨯-+⨯⨯=ρρ提留段的液相平均密度311/6.6145.62325.017.587]86)28.01(7228.0/[7228.01m kg V V =-+⨯-+⨯⨯=ρρ4.3.表面力的计算精馏段的平均温度1t =41.28℃时的表面力85.134028.4185.1376.114060--=--A σ m N A /m 72.13=σ 99.154028.4199.15228.134060--=--B σ m N B /m 81.15=σmmN x x A A B A B A /15.1477.081.15)77.01(72.1381.1572.13m =⨯+-⨯⨯=+=σσσσσ提留段的平均温度3.562=t ℃的表面力85.13'403.5685.1376.114060--=--A σ m N A /m 15.12'=σ 99.15'403.5699.15228.134060--=--B σ m N B /m 74.13'=σmmN x x A A B A B A /25.1328.074.13)28.01(15.1274.1315.12'''''''m =⨯+-⨯⨯=+=σσσσσ4.4.混合物的粘度1t =41.28℃时80.62528.4180.637.72550--=--A μ s mpa A .17.7=μ 54.62528.4154.610.72550--=--B μ s mpa B .90.6=μ 3.562=t ℃时37.7'503.5637.796.75075--=--A μ s mpa A .52.7'=μ 10.7'503.5610.766.75075--=--B μ s mpa B .24.7'=μs mpa s mpa .44.7)28.01(52.728.024.7.12.7)77.01(90.617.777.021=-⨯+⨯==-⨯+⨯=μμ4.5.相对挥发度t D =36.76℃时33.1011.3676.3633.10162.1151.3640o--=--A P Kpa P A 75.1030=98.311.3676.3698.3126.371.3640o--=--B PKpa P B 33.340= 022.3001==BA P P αt W =66.8℃时89.246'658.6689.24626.273657.68o--=--A P Kpa P A 72.259'0=96.89658.6696.8933.101657.68'o --=--B P Kpa P B 49.95'0=720.249.9572.259'0'01===BA P P α867.2720.2022.321=⨯==ααα第5章 塔体工艺条件尺寸5.1.气、液相体积流量计算已知：kmol kg M kmolkg M kmol kg M kmol kg M L V L V /44.61/36.99/04.64/58.842211====31/54.3m kg Vm v ==ρρ 32/23.4'm kg Vm v ==ρρ31/5.613m kg LM L ==ρρ 32/6.614'm kg LM L ==ρρ 精馏段：s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /42.154.304.5/10*06.35.61388.1/04.53600/61.21458.84/88.13600/45.10504.643111331111111=======⨯===⨯==-ρρ提馏段：s m V V s m L L s Kg V M V s Kg L M L V S L S V L /4.123.492.5/10*86.61491.4/92.53600/61.21436.99/91.43600/71.28744.61322233222'22'22=======⨯===⨯==-ρρ5.2.塔径的初步设计精馏段由：可由史密斯关联图查出式中C ,,)8.0~6.0(max max VVL Cρρρυυυ-=⨯=横坐标数值：0285.03.54613.51.421006.3V L 213-21V1L1S1S1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知08.020=C075.02015.1408.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m CV V L /984.054.354.35.613075.0111max =-=-=ρρρυ安全系数取0.8s m /788.0984.08.08.0max 1=⨯==υυmV D S 515.1788.014.342.144111=⨯⨯==πυ1D 取整 1D =1.6m222101.26.1785.04m D A T =⨯==π空塔气速：s m A V T S /706.001.242.11'1===υ提馏段：横坐标数值：0.06894.23614.61.4108V L 213-21V2L2S2S2=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯ρρ 取板间距：m mm h L L 39.006.045.0h -H ,60,450m m H T T =-===则 查图可知082.020=C076.02025.13082.0202.02.0''20'=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=σC Csm C V V L /913.023.423.46.614076.0222''max =-=-=ρρρυ安全系数取0.8s m /730.0913.08.08.0'max 2=⨯==υυmV D S 56.1730.014.34.144222=⨯⨯==πυ2D 取整 2D =1.6m2222'01.26.1785.04m D A T =⨯==π空塔气速：s m A V TS /700.001.24.1'2'2===υ5.3.溢流装置（1）堰长wl取mD l w 04.16.165.065.0=⨯==出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度owh 按下式计算：3/2100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=w A ow l L E h 近似取E=1精馏段：mh ow0137.004.136001006.3100084.23/23=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=- mh h h ow L w 0463.00137.006.0=-=-=提馏段：mh ow0260.004.13600108100084.23/23'=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=-m h h h ow L w 034.00260.006.0''=-=-= （2）弓形降液管的宽度和横截面积查图得：07.0=TfA A 145.0=D W d则：21407.001.207.0mA f =⨯=mW d 232.0145.06.1=⨯=验算降液管停留时间：精馏段：ss L H A S T f 569.201006.345.01407.031>=⨯⨯==-θ 提馏段：s s L H A S T f 591.710845.01407.032'''>=⨯⨯==-θ（3）降液管底隙高度 精馏段：取降液管底隙的流速ml L h s m w S 0226.013.004.11006.3,/13.030100=⨯⨯===-υυ 提馏段：取降液管底隙的流速m l L h s m w S 0592.013.004.1108,/13.03'20'0=⨯⨯===-υυ因为'0h 不小于20mm ，故0h满足要求。