年产量4万吨正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计

课程设计说明书题目分离正戊烷正己烷用筛板精馏塔设计安徽理工大学课程设计（论文）任务书机械工程学院过控教研室学号2011301920学生姓名专业（班级）过控111设计题目分离正戊烷正己烷用筛板精馏塔设计设计技术参数料液种类正戊烷正己烷混合液年处理量40000吨料液浓度55（轻组分质量分数）塔顶产品浓度96（轻组组分质量分数）塔底釜液浓度96（重相组分质量分数）每年实际生产天数330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强4KPA（表压）设备形式筛板精馏塔厂址淮南地区设计要求完成精馏塔工艺设计、精馏设备设计、配管设计，绘制塔板结构简图，编制设计说明书。工作量说明书总页数不少于25页工作计划第一天省定题目，第二天借书查资料，第三天开始计算，第四天把不会计算的到图书馆找书查，第五天计算，查资料，第六天计算，校核，第七天计算，校核，第八天总结，从头复查一遍，第九天排版，打印参考资料1化工原理课程设计中国石化出版社2化工原理（下册）化学工业出版社3化工原理第四版化学工业出版社指导教师签字教研室主任签字2013年12月16日安徽理工大学课程设计（论文）成绩评定表学生姓名蔡洋学号2011301920专业班级过控111课程设计题目分离正戊烷正己烷用筛板精馏塔设计指导教师评语成绩指导教师年月日一、概述511设计依据612技术来源613设计任务及要求614操作压力7二、流程的确定和说明821加料方式822进料状态823冷凝方式824加热方式9三、设计计算931最小回流比及操作回流比的确定9原料液的摩尔组成905939FX32进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算1233理论塔板层数的确定1234全塔效率的估算1335实际塔板数15PN四、工艺计算1541操作压力1542平均摩尔质量1643平均密度1645液相表面平均张力的计算1945物性数据总汇22五、塔体工艺尺寸计算2251塔径的计算2252精馏塔有效高度计算2553溢流装置计算2654塔板布置及筛孔数目与排列28六、塔板流体力学验算3061气相通过筛板塔板的压降3062液泛3163物沫夹带3264漏液32七、塔板负荷性能图3371漏液线3372液沫夹带线3473液相负荷下限线3474液相负荷上限线3575液泛线35八、设计一览表38一、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,塔设备所占比重竟高达757。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。11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。12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。13设计任务及要求原料正戊烷正己烷正乙烷含量料液含量0593（摩尔分数）设计要求塔顶的正乙烷含量不小于0966（摩尔分数）塔底的正乙烷含量不大于0047（摩尔分数）回流比为最小回流比的2倍其中（因为摩尔分数计算比较方便）质量分数转化为摩尔分数液料转化593086472塔顶正乙烷转化塔底正乙烷转化960847204786972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PDF14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4KPA（表压）或1043KPA（绝对压力）塔底压力PAN5302610435二、流程的确定和说明21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。22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。23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。24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31最小回流比及操作回流比的确定原料液的摩尔组成0593FX0966（也可以略大于0966），0047（也可以略小于0047）DWX查找个体系的汽液相平衡数据化工原理第四版化学工业出版社如表31表31正戊烷正己烷的饱和蒸汽压和温度的关系总压为P10133KPATX关系式为；TY关系式为BAPXXPAY计算结果列于表32温度/PA/KPAPB/KPA温度/PA/KPAPB/KPA3611013331985518518644440115623726602143576364513605450265246898996501591654046872732810133表32正戊烷（A正己烷（B溶液的TYX计算数据（10133KPA）最小回流比及操作回流比由于是泡点进料，所以Q1。Q线为垂直线，则5930FPX如图31，过点E（0593，0593）做直线0593交平衡线于点，由点XP可读得0814，因此PPY68305981406RDMINPX操作回流比为R1120RMIN。取回流比为R2RMIN1366温度/XY温度/XY3611155031057400820936001803845062083650070175004507168700Y32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40万顿，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13334顿所以塔顶的流量为HKMOLD/647924103由全塔的物料衡算方程可写出DRVWXFXF1解得F128666KMOL/HW52026KMOL/HV18133KMOL/HHKMOLRL/691047361DV382HKOLFQ/62HKOLV/133理论塔板层数的确定精馏段操作线方程407953011NDNNXRXY提馏段操作线方程4853FDWFDWXQXR012987111MWMNXRXYQ线方程X0593F相对挥发度计算92704287952031731028768435160146988相平衡公式YXY1理论板的计算FDXXYXXY5107820647438919633221相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡由计算知第4板为加料板。WXXYXYYX03209823167195406909875相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线得因总理论板为9（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为3，第4板为进料板34全塔效率的估算由表1数据可得理想混合溶液的TYX图温度T/正戊烷的摩尔分数，X或Y图2XWFD由图2得塔顶的温度TD3816进料口处的温度TF4573塔釜温度TW6625精馏段平均温度CT9641提馏段平均温度52因此全塔平均温度为CTTWDFM03674183查数据得T50时，A0184MPAS，B0235MPAST60时，A0172MPAS，B0217MPAS因此TM5005时，A0184MPAS，B0234MPAS因为LILX所以LF01840593023405930248MPASLD01840593023400450120MPASLW01840045023409650234MPAS全塔液体的平均黏度LM（LFLDLW）/3（024801200234）/30201MPAS所以全塔效率为520219404902450LME35实际塔板数PN精馏段实际塔板数N实3/055254356提馏段实际塔板数N实6/0552108711因此，总实际塔板数为N实61117四、工艺计算41操作压力塔顶操作压力KPAPD310543表当地每层塔板压降KPA70进料板压力A96315KPPF精馏段平均压力1053310953/210743KPA塔底操作压力09KPAF231753109WP提馏段平均压力KPA3812/7531092MP42平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量由XDY109663和相平衡方程，得X109076YXMVDM096637215100337861787262KG/KMOLMLDM090767215100924861787344KG/KMOL进料板气、液混合物平衡摩尔质量得YF0814，XF0593MVFM0814721510186861787476KG/KMOLMLFM0593721510407861787786KG/KMOL精馏段气、液混合物平均摩尔质量MVM（72627476）/27369KG/KMOLMLM（73447786）/27565KG/KMOL提馏段气、液相混合物平均摩尔质量由得XD0047时，X921Y。1260YDMVDM00477215100953861788552KG/KMOLMLDM0126721510874861788441KG/KMOL精馏段气、液混合物平均摩尔质量MVM（85527262）/27907KG/KMOLMLM（84417786）/28113KG/KMOL43平均密度（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即MVVRTMP3/0215739431860MKG（2）液相平均密度液相平均密度计算公式IMW1表41各组分的液相密度与温度的关系温度（）正戊烷（KG/M3）正己烷（KG/M3）06459675110636266622062626572306166481406055638950594862956058376207057226102805603600290547958991005355793由表41图42正戊烷密度与温度的关系图/KGM3102456074068102温度/OCTD31D8F5940F7W2W31图43正己烷密度与温度的关系图/KGM31024560740680120温度/OCTD381D63981F2F57W2W3塔顶液相平均密度塔顶温度1638DT由图42,43可得3/4607MKGA3/819MKGB3,/681063904867901MKGDML进料板液相平均密度进料板温度TF4573由图42,43可得3/4059MKGA3/126MKGB进料板液相的质量分数为AW3,/KG126434505901FML精馏段液相平均浓度为LM（608681614123）/2611402KG/M3同理可得塔顶液相密度608681KG/M3D塔釜液相密度612142W/MKG加料板液相密度614123F3料液平均密度611689L/K精馏段平均密度61140213G提馏段平均密度6131332/MK全塔平均密度612268345液相表面平均张力的计算液相平均表面张力计算公式LMIX各段表面张力2/FD1W2F表42各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（）MN/正己烷（）MN/01822011017119062016180230149217401385159950128149960117614701073130280971912908726111110077521018由表42得图43正戊烷表面张力与温度的关系图2046810温度/51张力/MTW5F73D图44正己烷表面张力与温度的关系图2046810温度/51张力/MTW5F73D塔顶液相平均表面张力塔顶温度1638DT由图44,45可得14045MN/M16175MN/MAB09661404500341617514509MN/MDML,进料板液相平均表面张力进料板温度7345FT13514MN/M15466MN/MAB05931351404071546614308MN/MFML,精馏段液相平均表面张力为（1450915466）/214988MN/ML同理可得塔顶液相表面张力14509MN/M塔釜液相表面张力13287NN/M加料板液相表面张力14308NN/M料液平均表面张力14034MN/M精馏段平均表面张力14409MN/M提馏段平均表面张力13798MN/M全塔平均表面张力14062MN/M45物性数据总汇表43物性数据汇总表T（）L（KG/M3）VKG/M3103N/M塔顶381660868114509加料板457361412314308塔釜662561214214184精馏段419661140214409提馏段559961313313798全塔500561226814042料液500561168930314034五、塔体工艺尺寸计算51塔径的计算511最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速VLCMAXU空塔气速AX806精馏段的气、液相体积流率为SVMMS/25103671303MLM/6493S提馏段的气、液相体积流率为SMVM/3103679180SL/M8623SC由公式求取，其中的C20由附图5查取，图中横坐标为2020精馏段04183163051L2/SV提馏段93482/2/SL取板间距HT045M，板上液层高度HL005M，则HTHL04500504M图51计算筛板塔汽液负荷因子用的曲线图查图51得精馏段C200085提馏段C200082精馏段负荷系数C（精）079624108520LMSMVL/133679UAX取安全系数为06，则空塔气速为U06UMAX061130678M/S提馏段负荷系数C（提）07629813020LMCSMVL/81367UAX取安全系数为06，则空塔气速为U06UMAX061078065M/S522塔径精馏段MUD516024VST塔径圆整为DT16M塔截面积为222014A实际空塔气速为SMT/65VSU1提馏段DT0344S塔径圆整为DT16M塔截面积为222T0164AM实际空塔气速为ST/5013VUS表51不同塔径的板间距塔径/MM80012001400240026006600板间距/MM300,350,400,450,500400,450,500,550,600,650,700450,500,550,600,650,700,750,800由表51知，板间距HT045M选取合理。52精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为M254016HNZT）（）（精精提馏段有效高度为）（）（提提在进料板上方开一人孔，其高度为08M故精馏塔的有效高度为M5780Z提精53溢流装置计算因塔径D16M，可选取单流型弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下（1）堰长精馏段取07D0716112MWLWL提馏段取07D0716112M（2）溢流堰高度溢流堰高度计算公式HWLH0选用平直堰，堰上液层高度H0W依下式计算，即精馏段32S0L184WWLEH近似取E1，则MLHWW0145123601842108423S取板上液层高度，故MHL50LW340提馏段2S018WLEH近似取E1，则MLHWW026123608142L108423S取板上液层高度，故MHL50LW74260（3）弓形降液管宽度及截面积DFA精馏段由，查图52得，70DLW08TF1480DWD图52和值与LW/D的关系DWD/TFA/故21702802TMAFDWD36814依式验算液体在降液管中的停留时间，即SL36TFHSATF51323604170S故降液管设计合理。提馏段由，查图10得7DLW081TFA1480DWD故27012802MATFD36841依式验算液体在降液管中的停留时间，即SL360TFHASTF52693086417S（4）降液管底隙高度计算公式0H0S06LULHW精馏段取，则SMU/120MLSHWO321036L01H1951O同理得提馏段降液管底隙高度H0256OMOW02560274H2故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度WH54塔板布置及筛孔数目与排列（1）塔板的分块因D800MM，故塔板采用分块式。查表52知，塔板分为4块。表52塔板分块数塔径/MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456（2）边缘区宽度确定取安定区宽度，边缘区宽度065MWSSM035WC（3）开孔区面积计算开孔区面积AA按下式计算，即RXXR122SIN80精馏段MWDC76532XSD49820280故212270365SIN74976549802AAM提馏段MWDRC6503XSD49802822122240675SIN64907654980AAM（4）筛孔计算及其排列本次设计所处理的物系无腐蚀性，可选用的碳钢板，取筛孔直径M3。MD50筛孔按正三角形排列，取孔中距T为D150筛孔数目N为个369150715220TA开孔率为09D970T精馏段气体通过阀孔的气速为SMAVS/625841UA01提馏段气体通过阀孔的气速为AS/9703026、塔板流体力学验算61气相通过筛板塔板的压降可根据式，计算HHCP1GLP（1）干板阻力由式因为取LVCCU205H6713/5D070C得精馏段MC24762851H1提馏段C0361091（2）板上充气液层阻力本设计分离正戊烷和正己烷的混合液，即液1H相为碳氢化合物，可取充气系数。依式计算，50WLHH001即精馏段MHL201提馏段055（3）克服表面张力所造成的阻力H由得精馏段04HGDLM019589402613提馏段837H3因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为精馏段MHCP058910251提馏段MHCP06281025361单板压降精馏段KPA3894026580ALPPGH提馏段KPA37808196ALPPGH由上可知板压降均符合KA7许62液泛为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度。WTDHHHD可用下式计算，即DLPDHH（1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高P精馏段MHP0589提馏段62（2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式DH计算，即20SL153HLHWD精馏段MD0153201653提馏段HD880（3）板上液层高度精馏段MHL05因此MHDPD1045089取05T4HW39则HWT2350可见，符合防止淹塔的要求。D提馏段取MHL05因此MHDPD12860305648取05THW3HWT2350可见，符合防止淹塔的要求。WTD63物沫夹带由式得23A61075EFTVHHU精馏段SMVFTSA/68017925AHLF05所以气液气液KGKGV/10/039712546814097E336同理得提馏段气液气液KGKGV/故可知此设计下不会产生过量的物沫夹带。64漏液由式因为精馏VLHC/130564U0MIN06713/5D0段86/S42619057IN0提馏段49/03/18360UMIN0筛板的稳定性系数精馏段57964KMIN0U提馏段519384KMIN0（U故在设计负荷下漏液量对塔板效率影响不大。七、塔板负荷性能图71漏液线由U0，MIN44C0VLL/H1356）（U0，MIN，HLHWHOW，H0W284103E（）2/30MINSAV，WHL得V2/3WLLH10284INS/30564LC71A0M整理得精馏段3/2S9823VMINS在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算相应的VS，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S0341034303550365由上表数据即可作出漏液线1同理得提馏段3/2S09744253MINSL在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算相应的VS，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S0314032403370349由上表数据即可作出漏液线1。72液沫夹带线以EV01KG液/KG气为限，求VSLS关系如下EV32L61075FHATHU由UA055VSFSAVT82S精馏段HF25HL25HWHOW，HW00393，H0W284103E（）08436LS2/3075LS2/3HF0098319LS2/3，HTHF0351719LS2/3EV3201361049753/2S9157LVS整理得精馏段VS20410988LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算相应的VS，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S1962189618111741由上表数据即可作出液沫夹带线2同理可得提馏段VS20810873LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算相应的VS，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S2003193818541784由上表数据即可作出液沫夹带线273液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作为最小液体负荷标准H0W284103E（）2/30006WL360LS取E1，则LS，MIN（）3/20000717M3/S84210636084据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线374液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于。以4S作为液S53体在降液管中停留时间的下限4，LS，MIN00199M3/SSTHAFTFTHA4501768故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线475液泛线令HD（HTHW），HDHPHLHD，HPHCHLH，HLHL，HLHWHOW联立得HTHWHOWHCHDH1忽略H，将HOW与LS，HD与LS，HC与VS的关系式代入上式，并整理得AVS2BCLS2DLS2/3A051）（CALV式中BHTHW，C0153/LWH02,D284103E（）2/311WL360630将有关数据代入得精馏段A（）0074427049105）（834610B05045（050631）003930181C1189782013584D2841031（）2/31221600843故VS22341537183LS21578LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S2222209918731599由上表数据可作出液泛线5提馏段A（）007432704910）（8946103B05045（050631）003020190C330872056843D2841031（）2/3122108436故VS2256445316LS21643LS2/3在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表LS，M3/S0000600015000300045VS，M3/S2442233521782022由上表数据可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的精馏段和提馏段负荷性能图图71精馏段的负荷性能图135061829792473012804VSM/液相负荷下限线漏液线液沫夹带线液相负荷上限线LSM3/液泛线操作线A在负荷性能图上，作出操作点A（00017,0657），连接OA，即作出操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛线控制，下限为漏液线控制，由上图查得VS,MAX1662M3/SVS,MIN0445M3/S故操作弹性为3735MINS,AX450621图72提馏段的负荷性能图135068297924730112804VSM/液相负荷下限线漏液线液沫夹带线液相负荷上限线LSM3/液泛线A操作线5在负荷性能图上，作出操作点A（00043,0715），连接OA，即作出操作线，由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由上图查得VS,MAX1524M3/SVS,MIN03302M3/S故操作弹性为4615MINS,AX54021八、设计一览表计算数据项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强MPKA1074311338各段平均温度T41965599气相SV3/S12251314平均流量液相SL0003600086实际塔板数块611板间距THM045045塔的有效高度Z22545塔径DM1616空塔气速U/S061065塔板溢流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长WL112112堰高HM0035500274溢流堰宽度DW0236802368溢流装置管底与受液盘距离O0032100256板上清液层高度LH005005孔径ODM5050孔间距T1515孔数N个30693069开孔面积2筛孔气速OU/S10051005塔板压降PHA353378降液管内清液层高度DHM0110401286液沫夹带VE/KG液气000397000520筛板稳定系数K179193负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷MAXSV3/S16621524气相最小负荷IN04450354操作弹性37354615内部资料仅供参考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