年产量4万吨正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计.doc

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11-1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11-1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39一、概述51.1设计依据61.2技术来源61.3设计任务及要求61.4操作压力7二、流程的确定和说明82.1加料方式82.2进料状态82.3冷凝方式82.4加热方式9三、设计计算93.1最小回流比及操作回流比的确定9原料液的摩尔组成：9=0.59393.2进料液量、釜残液量及加热蒸汽量的计算123.3理论塔板层数的确定123.4全塔效率的估算133.5实际塔板数15四、工艺计算154.1 操作压力154.2 平均摩尔质量164.3 平均密度164.5液相表面平均张力的计算194.5物性数据总汇22五、塔体工艺尺寸计算225.1塔径的计算225.2精馏塔有效高度计算255.3溢流装置计算265.4塔板布置及筛孔数目与排列28六、 塔板流体力学验算306.1 气相通过筛板塔板的压降306.2 液泛316.3 物沫夹带326.4 漏液32七、塔板负荷性能图337.1漏液线337.2液沫夹带线347.3液相负荷下限线347.4液相负荷上限线357.5 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0.593（摩尔分数） 设计要求：塔顶的正乙烷含量不小于0.966（摩尔分数）塔底的正乙烷含量不大于0.047（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：塔顶正乙烷转化： 塔底正乙烷转化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.pdf 1.4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4kPa（表压）或104.3kPa（绝对压力） 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3.1最小回流比及操作回流比的确定 原料液的摩尔组成：=0.5930.966（也可以略大于0.966），=0.047（也可以略小于0.047）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3-1温度/pA/kpapB/kpa温度/pA/kpapB/kpa36.1101.3331.9855185.1864.4440115.6237.2660214.3576.3645136.0545.0265246.8989.9650159.1654.0468.7273.28101.33 表3-1 正戊烷-正己烷的饱和蒸汽压和温度的关系总压为p=101.33kpat-x关系式为；t-y关系式为计算结果列于表3-2温度/xy温度/xy36.111550.310.57400.820.93600.180.38450.620.83650.070.17500.450.7168.700表3-2 正戊烷（A)-正己烷（B)溶液的t-y-x计算数据（101.33kpa）最小回流比及操作回流比 由于是泡点进料，所以q=1。q线为垂直线，则如图3-1，过点e（0.593，0.593）做直线0.593交平衡线于点，由点可读得=0.814，因此： 操作回流比为：R=(1.1-2.0)Rmin。取回流比为 R=2Rmin=1.366 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4.0万顿，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133.34顿所以塔顶的流量为：由全塔的物料衡算方程可写出：解得：F=128.666kmol/h W=52.026kmol/h V=181.33kmol/h3.3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：x=0.593相对挥发度计算：相平衡公式：理论板的计算： 由计算知第4板为加料板。 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3.4全塔效率的估算由表1数据可得理想混合溶液的t-y-x图：由图2得：塔顶的温度tD=38.16 进料口处的温度tF=45.73 塔釜温度tW=66.25 精馏段平均温度 提馏段平均温度因此全塔平均温度为： 查数据得：t=50时，A=0.184mPas，B=0.235 mPas t=60时，A=0.172mPas，B=0.217 mPas 因此tm=50.05时，A=0.184mPas，B=0.234 mPas 因为： 所以LF=0.1840.593+0.2340.593=0.248 mPas LD=0.1840.593+0.2340.045=0.120 mPas LW=0.1840.045+0.2340.965=0.234 mPas全塔液体的平均黏度： Lm =（LF+LD +LW）/3=（0.248+0.120+0.234）/3=0.201 mPas所以全塔效率为：3.5实际塔板数精馏段实际塔板数 N实=3/0.552=5.4356提馏段实际塔板数 N实=6/0.552=10.8711因此，总实际塔板数为N实=6+11=17四、工艺计算4.1 操作压力塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 精馏段平均压力 (105.33+109.53)/2=107.43 kPa塔底操作压力 提馏段平均压力 4.2 平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD=y1=0.9663和相平衡方程，得x1=0.9076MVDm=0.966372.151+0.033786.178=72.62 kg/kmolMLDm=0.907672.151+0.092486.178=73.44kg/kmol进料板气、液混合物平衡摩尔质量：得yF=0.814，xF=0.593 MVFm=0.81472.151+0.18686.178=74.76 kg/kmolMLFm=0.59372.151+0.40786.178=77.86 kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=（72.62+74.76）/2=73.69 kg/kmolMLm=（73.44+77.86）/2=75.65kg/kmol提馏段气、液相混合物平均摩尔质量：由得XD=0.047时，。 MVDm=0.04772.151+0.0.95386.178=85.52 kg/kmolMLDm=0.12672.151+0.87486.178=84.41 kg/kmol精馏段气、液混合物平均摩尔质量：MVm=（85.52+72.62）/2=79.07 kg/kmolMLm=（84.41+77.86）/2=81.13kg/kmol4.3 平均密度（1） 气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 （2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：表4-1 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）0645.9675.110636.2666.220626.2657.230616648.140605.5638.950594.8629.560583.762070572.2610.280560.3600.290547.9589.9100535579.3由表4-1图4-2 正戊烷密度与温度的关系图 图4-3 正己烷密度与温度的关系图塔顶液相平均密度塔顶温度：由图4-2,4-3可得： 进料板液相平均密度进料板温度：tF=45.73 由图4-2,4-3可得： 进料板液相的质量分数为 精馏段液相平均浓度为Lm=（608.681+614.123）/2=611.402kg/m3同理可得：塔顶液相密度： 608.681 kg/m3塔釜液相密度：612.142加料板液相密度：614.123料液平均密度：611.689精馏段平均密度：611.402提馏段平均密度：613.133全塔平均密度：612.2684.5液相表面平均张力的计算 液相平均表面张力计算公式： Lm= 各段表面张力： 表4-2 各组分的表面张力与温度的关系温度（）正戊烷（）正己烷（）018.220.11017.119.06201618.023014.92174013.8515.995012.814.996011.76147010.7313.02809.71912908.72611.111007.75210.18由表4-2得图4-3 正戊烷表面张力与温度的关系图图4-4 正己烷表面张力与温度的关系图 塔顶液相平均表面张力：塔顶温度：由图4-4,4-5可得：= 14.045mN/m =16.175mN/m=0.96614.045+0.03416.175=14.509 mN/m 进料板液相平均表面张力：进料板温度： =13.514 mN/m =15.466 mN/m=0.59313.514+0.40715.466=14.308 mN/m精馏段液相平均表面张力为=（14.509+15.466）/2=14.988mN/m同理可得：塔顶液相表面张力：14.509 mN/m塔釜液相表面张力：13.287 nN/m加料板液相表面张力：14.308nN/m料液平均表面张力：14.034mN/m精馏段平均表面张力：14.409 mN/m提馏段平均表面张力：13.798 mN/m全塔平均表面张力：14.062 mN/m4.5物性数据总汇表4-3 物性数据汇总表T（）L（kg/m3）V(kg/m3)(10-3N/m)塔顶38.16608.6813.0314.509加料板45.73614.12314.308塔釜66.25612.14214.184精馏段41.96611.40214.409提馏段55.99613.13313.798全塔50.05612.26814.042料液50.05611.68914.034五、塔体工艺尺寸计算5.1塔径的计算5.1.1最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速 空塔气速 精馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为C由公式求取，其中的C20由附图5查取，图中横坐标为精馏段：提馏段：取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.4m图5-1 计算筛板塔汽液负荷因子用的曲线图 查图5-1得精馏段：C20=0.085 提馏段:C20=0.082 精馏段负荷系数C（精）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.13=0.678m/s提馏段负荷系数C（提）取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6umax=0.61.078=0.65m/s5.2.2塔径精馏段：塔径圆整为 DT=1.6m 塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段：塔径圆整为 DT=1.6m塔截面积为 实际空塔气速为 表5-1 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5-1知，板间距HT=0.45m选取合理。5.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为 5.3溢流装置计算因塔径D=1.6m，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 =0.7D=0.71.6=1.12m 提馏段 取 =0.7D=0.71.6=1.12m（2）溢流堰高度 溢流堰高度计算公式：选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即精馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故提馏段 近似取E=1，则取板上液层高度，故（3）弓形降液管宽度及截面积 精馏段 由，查图5-2得： ，图5-2 和值与LW/D的关系 故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理。提馏段 由，查图10得： 故：依式验算液体在降液管中的停留时间，即（4）降液管底隙高度 计算公式：精馏段 取，则同理得提馏段降液管底隙高度 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度5.4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5-2知，塔板分为4块。表5-2 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（3） 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即 精馏段 故 提馏段 （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。筛孔按正三角形排列，取孔中距t为筛孔数目n为个开孔率为精馏段气体通过阀孔的气速为提馏段气体通过阀孔的气速为六、 塔板流体力学验算6.1 气相通过筛板塔板的压降可根据式，计算（1） 干板阻力 由式 因为 取得 精馏段 提馏段 （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，即液相为碳氢化合物，可取充气系数。依式计算，即精馏段 提馏段 （3） 克服表面张力所造成的阻力 由得 精馏段 提馏段 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 提馏段 单板压降 ：精馏段 提馏段由上可知板压降均符合6.2 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。Hd可用下式计算，即 （1）与气体通过塔板的压降相当的液柱高 精馏段 提馏段 （2）液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式计算，即精馏段 提馏段 （3）板上液层高度精馏段 因此取0.5 则可见，符合防止淹塔的要求。提馏段 取因此取0.5 可见，符合防止淹塔的要求。6.3 物沫夹带由式 得精馏段 所以同理得提馏段故可知此设计下不会产生过量的物沫夹带。6.4 漏液由式 因为 精馏段 提馏段 筛板的稳定性系数 精馏段 提馏段 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7.1漏液线 由u0，min=4.4C0 u0，min=， hL=hw+how，h0w=2.8410-3E（）2/3 得 整理得：精馏段 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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.3410.3430.3550.365由上表数据即可作出漏液线1同理得提馏段在操作范围内，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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s0.3140.3240.3370.349由上表数据即可作出漏液线1。7.2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=0.55Vs精馏段 hf=2.5hL=2.5(hw+how)，hw=0.0393，h0w=2.8410-3E（）2/3=0.75LS2/3 hf=0.0983+1.9LS2/3，HT-hf=0.3517-1.9LS2/3 ev=()3.2=0.1 整理得：精馏段Vs=2.04-10.988LS2/3 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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s1.9621.8961.8111.741由上表数据即可作出液沫夹带线2同理可得提馏段Vs=2.08-10.873LS2/3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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.0031.9381.8541.784由上表数据即可作出液沫夹带线27.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准 h0w=2.8410-3E（）2/3=0.006 取E=1，则 Ls，min=（）3/2=0.000717m3/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线37.4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作为液体在降液管中停留时间的下限 =4， Ls，min=0.0199m3/s 故可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线47.5 液泛线 令Hd=（HT+hW），Hd=hp+hl+hd，hp=hc+hl+h，hl=hL ， hL=hw+how 联立得 HT+()hw=()how+hc+hd+h 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 aVs2=b-cLs2-dLs2/3 a=() 式中b=HT+()hw，c=0.153/(lWh0)2,d=2.8410-3E()（）2/3 将有关数据代入得精馏段 a=（）=0.0744b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0393=0.181 c=1189.78 d=2.8410-31()（）2/3=1.221故Vs2=2.34 -15371.83Ls2-15.78Ls2/3 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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.2222.0991.8731.599 由上表数据可作出液泛线5提馏段 a=（）=0.0743 b=0.50.45+（0.5-0.63-1）0.0302=0.190 c=330.87 d=2.8410-31()（）2/3=1.221 故Vs2=2.56 -4453.16Ls2-16.43Ls2/3 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/s0.00060.00150.0030.0045Vs，m3/s2.4422.3352.1782.022 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7-1精馏段的负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A（0.0017,0.657），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,max= 1.662m3/s VS,min= 0.445m3/s故操作弹性为：=3.735 图7-2提馏段的负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A（0.0043,0.715），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= 1.524m3/s VS,min= 0.3302m3/s故操作弹性为：=4.615 八、设计一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强107.43113.38各段平均温度41.9655.99平均流量气相1.2251.314液相0.00360.0086实际塔板数块611板间距0.450.45塔的有效高度2.254.5塔径1616空塔气速0.610.65塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长1.121.12堰高0.03550.0274溢流堰宽度0.23680.2368管底与受液盘距离0.03210.0256板上清液层高度0.050.05孔径5.05.0孔间距1515孔数个30693069开孔面积筛孔气速10.0510.05塔板压降353 378降液管内清液层高度0.11040.1286液沫夹带0.003970.00520筛板稳定系数 k1.791.93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1.6621.524气相最小负荷0.4450.354操作弹性3.7354.615