F1浮阀型精馏塔 化工原理课程设计.docx

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F1浮阀型精馏塔化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书

：

熊茂专业：

生物工程班级：

生物2010

一、设计题目：

正庚烷-正辛烷连续精馏浮阀塔设计

二、设计任务与操作条件

设计任务：

（1）%（质量）

（2）塔顶馏出液中含正辛烷不得高于2%（质量）

（3）年产纯度为97.8%的正辛烷3万吨

操作条件

（1）塔顶压力：

4kPa〔表压〕

（2）进料热状态：

泡点进料

（3）回流比：

R=1.8Rmin

（4）塔底加热蒸汽压力：

0.5MPa〔表压〕

（5）单板压降：

≤

（6）全塔效率：

ET=59%

三、塔板类型

F1型浮阀塔

四、工作日

每年运行300天，每天工作24小时

五、公司厂址

厂址：

市长寿区新工业园区胜利路128号

六、具体设计容

设计说明书的容

（1）精馏塔的物料衡算

（2）塔板数确实定

（3）精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算

（4）精馏塔的塔体工艺尺寸计算

（5）塔板主要工艺尺寸的计算

（6）塔板的流体力学验算

（7）塔板负荷性能图

设计图纸要求

（1）绘制生产工艺流程图

（2）精馏塔的工艺条件图〔双溢流浮阀塔〕

（3）设计根底数据表

设计根底数据表

表一正庚烷、正辛烷的密度

温度〔℃〕

20

40

60

80

100

120

140

正庚烷〔Kg/㎥）

684.8

667.4

649.4

630.7

611.0

590.3

568.3

正辛烷〔Kg/㎥）

703.7

705.6

689.4

672.7

655.4

637.4

618.7

表二正庚烷、正辛烷的粘度

温度〔℃〕

20

40

60

80

100

120

140

正庚烷〔mPa·s）

0.417

0.342

0.286

0.242

0.208

0.181

0.143

正辛烷〔mPa·s）

0.545

0.436

0.358

0.400

0.255

0.219

0.190

表三正庚烷、正辛烷的外表力

温度〔℃〕

20

40

60

80

100

120

140

正庚烷〔mN／m）

正辛烷〔mN／m）

表四正庚烷、正辛烷的饱和蒸汽压

温度〔℃〕

20

40

60

80

100

120

140

正庚烷〔kPa）

297

正辛烷〔kPa）

表五正庚烷、正辛烷的摩尔定比热容

温度〔℃〕

20

40

60

80

100

120

140

正庚烷〔kJ/（kg·k））

正辛烷〔kJ/（kg·k））

一、绪论

1．设计方案的思考

通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进展设计制造各种非标产品。

整个精馏塔包括：

塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。

塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进展控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。

为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃围任意设定。

同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。

浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小（因气体水平吹出之故），塔板效率较高，生产能力较大。

浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉与液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和比照，而且更可靠。

浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。

3．工艺流程确实定

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔〕，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一局部作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

以下是浮阀精馏塔工艺简图

二、设备工艺条件的计算

1．设计方案确实定与工艺流程的说明

本设计任务为分正庚烷-正辛烷混合物。

对于二元混合物的别离，应采用连续精馏过程。

设计中采用泡点进料〔q=1〕，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。

该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2．全塔的物料衡算

2.1料液与塔顶底产品含苯的摩尔分率

正庚烷和正辛烷的相对摩尔质量分别为100.20kg/kmol和114.22kg/kmol。

2.2平均摩尔质量

2.3料液与塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：

一年以300天，一天以24小时计，有：

全塔物料衡算：

釜液处理量

总物料衡算

苯物料衡算

联立解得

3．塔板数确实定

℃时，PºA=103.649KPa，P°B

α1=PA/PB

℃时，P°A=217.34KPa，P°B

α2=PA/PB

如此α==

汽液相平衡方程：

y=α*x/[1+（α-1）x]=2.168x/（1+1.168x）

x=y/[α-（α-1）x]=y/（2.168-1.168y）

最小回流比与其操作回流比的求解：

xδ=xF=0.5673，yδ

Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）

=（0.9806-0.7397）/（0.7397-0.5673）

取操作回流比为：

RRmin×

3.3精馏塔的气、液相负荷

L=R××kmol/h

V=（R+1）××kmol/h

L′kmol/h

V′=V=kmol/h

精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：

y=L/V×x+D/V×xD=x+

提馏段操作线：

y′=L′/V′×x′－W/V′×xw=x′

两操作线交点的横坐标为

理论板数的计算：

先交替使用相平衡方程：

x=y/（2.168-1.168y）与精馏段操作线方程：

y=x+0.2844计算如下：

y₁=

由计算可知第9板为加料板。

以下交替使用提馏段操作线方程：

y′=x′-0.0049与相平衡方程：

x=y/（2.168-1.168y）计算如下：

由计算可得：

总理论塔板数为17〔包括蒸馏釜〕。

精馏段理论板数为8，第9板为进料板。

提馏段理论板数为9。

通过摩尔分数，正庚烷与正辛烷气液相平衡图可查出：

时，℃

塔底：

时，℃

全塔平均温度=（+）/2=（99.2+130.8）/2=115℃

根据表二正庚烷与正辛烷的粘度数据利用差值法求得：

，

全塔板效率ET

理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数N精=8/=≈14块

提馏段实际塔板数N提=9/=≈16块

4．精馏塔的工艺条件与有关物性数据数据的计算

4.1操作压力的计算

设每层塔压降：

△P=0.7KPa〔一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa〕

进料板压力：

PF=101.3+14×

塔釜板压力：

PW=101.3+30×

提馏段平均压力：

Pm′

温度〔℃〕

100

105

110

115

120

总压

正庚烷〔kPa）

正辛烷〔kPa）

x

1

0.865

0.603

0.456

0.247

0.121

0

y

1

0.936

0.770

0.766

0.413

0.227

0

利用上表数据，由拉格朗日差值法可得

塔顶温度,

加料板，

塔底温度，

精馏段平均温度℃

提镏段平均温度

4.3平均摩尔质量的计算

a.塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.9806，x1

MVDm×100.20+（1-0.9806）×kg/mol

MLDm×100.20+（1-0.9589）×kg/mol

b.进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.7202，x9

MVFm×100.20+（1-0.7202）×kg/mol

MLFm×100.20+（1-0.5429）×kg/mol

c.塔釜平均摩尔质量计算

由y′1=393，x′1=185

M′VWm=393×100.20+（1-393）×kg/mol

M′LWm=185×100.20+（1-185）×kg/mol

d.精馏段平均摩尔质量

MVmkg/mol

MLmkg/mol

e.提馏段平均摩尔质量

M′Vmkg/mol

M′Lmkg/mol

4.4平均密度的计算

a.精馏段平均密度的计算

Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm××3

Ⅱ　液相　　查tD℃时ρA3ρB3

tF℃时ρA3ρB3

塔顶液相的质量分率

αA×××

ρLDm3

进料板液相的质量分率

αA×××

ρLFm3

精馏段液相平均密度为

ρLm3

b.提馏段平均密度的计算

Ⅰ气相　　由理想气体状态方程得

ρ′Vm=PmMvw/RTm××3

Ⅱ液相查tw℃时,ρA3,ρB3

αA×××

ρ′Lwm=1/（0.0200/578.474+0.9800/627.302）=626.252kg/m3

提馏段平均密度

ρ′Lm3

4.5平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算即

lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算由tD℃查表二得

μA=0.209mPa.sμB

lgμLDm

μLDm

b．进料板平均粘度的计算由tF℃查表二得

μA=0.201mPa.sμB

lgμLFm

μLFm

精馏段平均粘度

μLm

c．塔底液相平均粘度的计算由tW℃查表二得

μA=0.160mPa.sμB

lgμLWm

μLWm

提馏段平均粘度

μL’m

4.6平均外表力的计算

液相平均外表力依下式计算即

σLm=∑xiσi

a.塔顶液相平均外表力的计算由tD℃查表三得

σA=N/mσB/m

σLDm××/m

b.进料板液相平均外表力的计算由tF℃查表三得

σAσB/m

σLFM××13.71=12.77mN/m

c.塔底液相平均外表力的计算由tW℃查表三得

σAσB/m

σLWm××11.49=11.45mN/m

精馏段液相平均外表力

σLm=（12.76+12.77）/2=12.77mN/m

提馏段液相平均外表力

σ′Lm=（12.77+11,4）/2=12.11mN/m

5．精馏塔的塔体工艺尺寸计算

kmol/h，V=kmol/h

精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρVm×102.30）/（3600×3/s

LS=LMLm/3600ρLm×103.7）/（3600×3/s

式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再