完美升级版正戊烷正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计毕业论文.docx
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完美升级版正戊烷正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计毕业论文
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化工原理课程设计
题目:
正戊烷—正己烷混合液的常压连续筛板蒸馏塔设计
学院:
生命科学学院
班级:
制药工程1101班
姓名:
黄静
指导老师:
陈驰
设计时间:
2013年6月15日到6月28日
目录
前言
单板压降Δp0.7kPa(表压)
全塔效率ET=43.35%(计算得出的)
当地大气压101.33kPa
1.4、设计内容及要求
1.确定精馏装置流程;
2.工艺参数的确定基础数据的查取及估算,工艺过程的物料衡算、理论塔板数、塔板效率,实际塔板数等。
3.主要设备的工艺尺寸计算
板间距、塔径、塔高、溢流装置、塔盘布置等。
4.流体力学计算
流体力学验算、操作负荷性能图及操作弹性。
5.主要附属设备设计计算及选型
第二章.设计方案简介
流程的设计与说明
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。
第三章.工艺计算
3.1设计方案的确定
本设计任务为分离正戊烷和正己烷混合物。
对于二元混合物的分离应采用常压下的连续精馏装置。
本设计采用泡点进料将原料夜通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。
该物系属易分离物系最小回流比较小操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔釜采用间接蒸汽加热流程的确定和说明。
其中流程的确定和说明:
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。
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。
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。
操作条件在前面已经介绍,此处不赘述。
3.2精馏塔的物料衡算
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
X=0.5X=0.97X=0.03
3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
正戊烷的摩尔质量为72.151
正己烷的摩尔质量为86.178
M=72.1510.5+86.1780.5=79.16(kgmol)
M=72.1510.97+86.1780.03=72.57(kgmol)
M=72.1510.03+86.1780.97=85.76(kgmol)
3.2.3物料衡算
原料原处理量F==66.32(kmol===0.88
R=1.5Rmin=1.32
步骤三:
求精馏塔的气、液相负荷
步骤四:
求操作线方程
精馏段操作线方程为=0.569x+0.418
提留段操作线方程为=1.431x-0.0129
相平衡方程为x=
两操作线交点的横坐标为
步骤五:
求理论塔板数:
交替使用相平衡方程与操作线方程
↙
↙
↙
↙
↙
可判断第六块为加料粄
↙
↙
↙
综上可知理论板数为9,精馏段板数为5,第六块为加料板,提馏段板数为3
3.3.2实际板层数的求取
步骤一:
利用表1中数据由插值法可求得,,。
:
=49.19℃
:
=36.63℃
:
=62.52℃
故塔顶与塔底平均温度T=49.58℃
步骤二:
由内插关系式求粘度:
表2各组分的粘度与温度的关系
温度T℃
μ正戊烷(mPa·s)
μ正己烷(mPa·s)
60
0.172
0.217
40
0.199
0.255
查表2并根据内插关系计算塔顶与塔底平均温度下的液相黏度μL
故
=
=-0.2467
得μL=0.56665mPa·s
表3各组分的相对挥发度与温度的关系
温度T℃
相对挥发度
平均挥发度
36.63
3.11
2.9095
62.52
2.709
所以塔效率ET=0.49(αμL)-0.245
=(2.90950.56665)-0.245
=0.4335
精馏段实际板层数NP(精)=50.4335≈12
提留段实际板层数NP(提)=30.4335≈7
总实际板层数NP=NP(精)+NP(提)=12+7=19
3.4操作压力的计算
塔顶操作压力
每层塔板压降
进料板压降
塔底压降
精馏段平均压降=(105.33+113.73)2=109.53kPa
提馏段平均压降
3.5操作温度的计算
1塔顶温度:
36.63℃
计算如下:
根据表1各组分的饱和蒸汽压与温度的关系数据
T=
求得T=36.63℃
2塔釜温度:
同上用内插法可求得:
62.52℃
3加料板温度:
50.15℃
计算如下:
根据加料板,=36.63℃时X=0.97,=62.52℃时X=0.03的数据由内插法可以得:
→求得T=50.15℃
4精馏段温度:
43.39℃
计算如下:
T=(36.63+62.52)2=43.39℃
5提馏段温度:
56.34℃(同4的求法)
6全塔温度:
49.58℃
计算如下:
T=(50.15+62.52)2=49.58℃
3.6平均摩尔质量计算
1.塔顶气、液混合物平均摩尔质量:
由xD=y1=0.97和相平衡方程,得
x1=0.916
MVDm=0.97×72+0.03×86=72.42kgkmol
MLDm=0.916×72+0.084×86=73.18kgkmol
进料板气、液混合物平衡摩尔质量:
由图解理论板(见图1),得xF=0.479,根据相平衡方程,得yF=0.731
MVFm=0.731×72+0.269×86=75.77kgkmol
MLFm=0.479×72+0.521×86=79.29kgkmol
a.精馏段气、液混合物平均摩尔质量:
MVm=(72.42+75.77)2=74.10kgkmol
MLm=(73.18+79.29)2=76.24kgkmol
塔釜气、液混合物平均摩尔质量:
由x=0.03和相平衡方程,得
MVDm=0.084×72+0.916×86=84.82kgkmol
MLDm=0.03×72+0.97×86=85.58kgkmol
b.提馏段气、液混合物平均摩尔质量:
MVm=(84.82+75.77)2=80.30kgkmol
MLm=(85.58+79.29)2=82.44kgkmol
3.7平均密度计算
3.7.1气相平均密度由理想气体状态方程计算,即
精馏段的气相平均密度:
ρVm=
kgm3
提馏段的气相平均密度:
ρVm=
kgm3
3.7.2液相平均密度液相平均密度计算公式:
表4各组分的液相密度与温度的关系
温度(℃)
正戊烷(kgm3)
正己烷(kgm3)
0
645.9
675.1
10
636.2
666.2
20
626.2
657.2
30
616
648.1
40
605.5
638.9
50
594.8
629.5
60
583.7
620
70
572.2
610.2
80
560.3
600.2
90
547.9
589.9
100
535
579.3
①塔顶液相平均密度
塔顶温度:
℃
由表4数据,根据内插法可得:
塔顶液相的质量分数为
②进料板液相平均密度
进料板温度:
tF=49.19℃
由表4数据,根据内插法可得:
进料板液相的质量分数为
a.精馏段液相平均浓度为
ρLm=(613.48+614.73)2=614.11kgm3
同理可得:
①釜液温度:
℃
由表4数据,根据内插法可得:
塔釜液相的质量分数为
b.提馏段液相平均浓度为
ρLm=(616.56+614.73)2=615.65kgm3
3.8精馏段、提馏段的液体平均表面张力计算
液相平均表面张力计算公式:
σLm=
表5各组分的表面张力与温度的关系
温度(℃)
正戊烷(10-3)
正己烷(10-3)
0
18.2
20.1
10
17.1
19.06
20
16
18.02
30
14.92
17
40
13.85
15.99
50
12.8
14.99
60
11.76
14
70
10.73
13.02
80
9.719
12
90
8.726
11.11
100
7.752
10.18
①塔顶液相平均表面张力:
塔顶温度:
℃
由表5中各组分的表面张力与温度的关系,由内插法计算得:
=14.21()=16.33()
=0.97×14.21+0.03×16.33=14.27()
②进料板液相平均表面张力:
进料板温度:
℃
=12.89()=14.98()
=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98()
a.精馏段液相平均表面张力为
=(14.27+13.98)2=14.13()
同理可得:
①塔釜液相平均表面张力:
塔釜温度:
℃
由表5中各组分的表面张力与温度的关系,由内插法计算得:
=11.50()=13.75()
=0.03×11.50+0.97×13.75=13.68()
②进料板液相平均表面张力:
进料板温度:
℃
=12.89()=14.98()
=0.479×12.89+0.521×14.98=13.98()
b.提馏段液相平均表面张力为
=(13.68+13.98)2=13.83()
3.9精馏段、提馏段的液体平均粘度计算
液相平均黏度计算公式:
表6各组分的粘度与温度的关系
温度(℃)
正戊烷μmPa·s
正己烷μmPa·s
20
0.234
0.637
40
0.199
0.255
50
0.184
0.235
60
0.172
0.217
70
0.161
0.202
80
0.151
0.189
90
0.127
0.177
100
0.117
0.166
①塔顶液相平均黏度:
塔顶温度:
℃
根据表6各组分的粘度与温度的关系数据,由内插法求:
得
得
②进料板液相平衡黏度:
进料板温度:
℃
根据表6各组分的粘度与温度的关系数据,由内插法求:
得
a.精馏段液相平均黏度为
同理可得:
①塔釜液相平均黏度:
塔釜温度:
℃
根据表6各组分的粘度与温度的关系数据,由内插法求:
得
得
b.提馏段液相平均黏度为:
3.10物性数据汇总
T(℃)
ρL(kgm3)
ρV(kgm3)
μ(mPa•s)
σ(×10^-3Nm)
M(kgkmol)
塔顶
36.63
加料板
50.15
塔釜
62.52
精馏段
43.39
614.11
3.08
0.209
14.13
MVm=74.10
MLm=76.24
提馏段
56.34
615,65
3.47
0.2105
13.83
MVm=80.30
MLm=82.44
第四章.板式塔结构设计
4.1板径的计算
4.1.1最大空塔气速和空塔气速
最大空塔气速
空塔气速
步骤一:
精馏段的气、液相体积流率为:
其中V’=V=76.93kmol)=0.611m2
5.1.2.4筛孔计算及其排列
因为所处理的物系无腐蚀性,可选用=3mm的碳钢板,取筛孔直径d0=5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距
t=3d0=35=15mm
筛孔数目n===3136
开孔率为=0.907()=0.907()2=10.1%
气体通过阀孔的气速为U0===8.33ms
5.2精馏段、提馏段筛板的流体力学验算
5.2.1精馏段、提馏段塔板压降
5.2.1.1干板阻力=4.4C0
=4.40.772
=4.199mS
实际孔速u0=8.33>u0,min
稳定系数为K===1.98>1.5
故在本设计中精馏段无明显漏液
提馏段
u0,min=4.4C0
=4.40.772
=4.706mS
实际孔速u0=8.33>u0,min
稳定系数为K===1.77>1.5
故在本设计中提馏段无明显漏液
5.2.5液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从Hd<<(HT+=4.4C0
u0,min=,=4.4C0A0
=4.4×0.772×0.611×
整理得:
Vs,min=2.075
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:
表10精馏段计算结果
Ls,m3s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
Vs,m3s
0.317
0.326
0.337
0.346
由上表数据即可作出漏液线1
提馏段
u'0,min=4.4C'0
u'0,min=,=4.4C'0A'0
=4.4×0.772×0.611×
整理得:
V's,min=2.075
在操作范围内,任取几个L's值,依上式计算相应的V's,计算结果列于下表:
表11提馏段计算结果
L's,m3s
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
V's,m3s
0.324
0.333
0.344
0.353
由上表数据即可作出漏液线1
5.3.2液沫夹带线
以eV=0.1kg液kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
ev=()3.2
由ua===1.406Vs
精馏段
=()32=0.000836m3s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
5.3.4液相负荷上限线
以4s作为液体在降液管中停留时间的下限
==4,Ls,min===0.0163m3s
故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
5.3.5液泛线
令Hd=(HT+=0.317m3s
故操作弹性为:
==4.438
2.提馏段的负荷性能图
在负荷性能图上,作出操作点A,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,max=1.411m3sVS,min=0.324m3s
故操作弹性为:
==4.355
第六章.精馏塔辅助设备的计算和选型
6.1塔体总结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属设备。
除一般塔板按设计板间距安装外,其他处根据需要决定其间距。
1.塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。
为利于出塔气体夹带的液滴沉降,此段远高于塔板间距(甚至高出一倍以上),或根据除沫器要求高度决定。
2.塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。
其值由如下二因素决定,即:
塔底贮液空间依贮存液量停留3~5min或更长时间而定;塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距,大塔可大于此值。
3.进料位置通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置,但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。
一般离最适宜进料位置的上下约1~3块塔板处再设置两个进料口。
相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。
4.人孔一般每隔6~8层塔板设一人孔(安装、检修用),当塔需经常清洗时,则每隔3~4层塔板设一人孔。
设人孔处的板间距等于或大于600mm,人孔直径一般为450~500mm(特殊的也有长方形人孔),其伸出塔体的筒体长为200~250mm,人孔中心距操作平台约800~1200mm。
5.塔高前面已计算。
6.2冷凝器
常用的冷凝器大多为列管式,并使蒸汽在壳程冷凝,冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。
在求得所需的传热面积后,应考虑有一定裕度供调节之用,并根据冷凝器的规格来具体选取,特殊情况下亦可另外进行设计。
多数情况下,冷凝器水平的安装于塔顶,利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流,称为自流式。
冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算,并应有一定裕度。
当冷凝器很大时,为便于安装检修和调节,常将冷凝器装于地面附近,回流液用泵输送,称为强制回流式,这时,在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲;另外,由于管路散热的影响,返至塔顶的温度相对较低,属于冷回流的情况。
对于直径较小的塔,冷凝器宜较小,可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。
这种整体结构的优点是占地面积小,不需要冷凝器的支座,缺点是塔顶结构复杂,安装检修不便。
三、6.3再沸器
常用的再沸器有立式和卧式两种。
在立式再沸器中,由于管内物料被加热而使密度减小,与塔底物料形成的自然循环效果好,有利于提高传热系数,还具有占地面积小,物料在管内流动便于清洗的优点。
但它要求有较高的塔的支座,以保证物料循环所需的压头。
当再沸器的传热面积较大时,为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀,可采用卧式再沸器。
但卧式再沸器也有一定缺点,入物料在壳程通过难以清洗,常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构,且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。
综上所述,本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。
第七章.设计结果汇总
筛板塔工艺设计结果
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
pm
kPa
109.53
116.18
各段平均温度
tm
℃
43.39
56.34
各段平均流量
气相
Vs
m3s
0.514
0.456
液相
Ls
m3s
0.00151
0.00409
塔径
D
m
1.1
塔板间距
HT
m
0.45
堰长
lW
m
0.77
堰高
hW
m
0.0395
0.0395
底缝
ho
m
0.0152
0.0152
开孔面积
A0
m2
0.611
孔径
d0
mm
5
孔数
n
个
3136
开孔率
AoAT
%
10.1
孔中心距
t
mm
15
筛孔气速
u0
ms
8.33
边缘区宽度
Wc
m
0.035
安定区宽度
Ws
m
0.065
溢流型式
-
-
单溢流
降液管形式
-
-
弓形
空塔气速
u
ms
0.668
0.558
实际塔板数
N
块
19
塔的有效高度
Z
m
3.5
每层塔板压降
hP
kPa
0.375
0.539
堰上液高
hOW
m
0.0105
0.0205
板上清液层高度
hL
m
0.0305
0.054
稳定系数
k
-
1.98
1.77
负荷上限
-
-
液泛控制
负荷下限
-
-
漏液控制
液沫夹带
ev
kgkg
0.0038
0.0039
气相负荷上限
Lmax
m3s
1.407
1.411
气相负荷下限
Lmin
m3s
0.317
0.324
操作弹性
-
-
4.438
4.355
符号说明
英文字母
Aa----塔板的开孔区面积,m2
Af----降液管的截面积,m2
Ao----筛孔区面积,m2
AT----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----表面张力为20mNm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m
Wc----边缘区宽度
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----回流比
Rmin----最小回流比
M----平均摩尔质量kgkmol
tm----平均温度℃
g----重力加速度9.81ms2
Z----板式塔的有效高度
Fo----筛孔气相动能因子kg12(s.m12)
----最小的
----筛孔数目
P----操作压力KPa
△P---压力降KPa
N----理论板层数
u----空塔气速ms
u0,min----漏夜点气速ms
uo’----液体通过降液管底隙的速度ms
Vs----气体体积流量m3s
Wc----边缘无效区宽度m
Wd----弓形降液管宽度m
Ws----破沫区宽度m
Z----板式塔的有效高度m
第八章.结束语
8.1对本设计的评价
本设计主要从三个方面①塔的工艺计算②结构设计③强度校核,设计了正戊烷—正己烷常压精馏塔。
在工艺计算方面我主要是根据原料的基本参数对物料衡算、塔板数计算、塔板结构设计、精馏塔性能等方面进行计算和设计,其中对重点的塔板数、塔板结构进行了详细的分析。
塔的工艺计算的直接关系到整个设计的成与败。
在结构设计部分对裙座、人孔、一些重要的接管及塔的内件的位置进行了设计,同时还对一些焊接结构进行了说明。
强度校核部分是本次设计的最后一部分,在这部分当中对塔的板压降的校核、液沫夹带量的校核、溢流液泛条件的校核、液体在管内的停留时间的校核、漏液点的校核是比较重要的。
8.2设计感想
课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中,使我们对书上所学理论知识有了进一步的理解,更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。
课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计,而不是像以往课程那样一切都由教材和老师安排。
因此,课程设计给我们提供了更大的发挥空间,让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据,确定设计方案。
通过这次课程设计我在图书馆、网络上搜索资料,在真正动手之前先将原理及相关理论学明白弄清楚,使我对化工原
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