分离正庚烷正辛烷混合液的筛板精馏塔文档格式.docx
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4.筛板塔设计结果汇总…………………………………………………………...11
5.工艺流程图……………………………………………………………………...11
6.设计感想………………………………………………………………………...12
7.参考文献………………………………………………………………………..12
设计题目：
分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馏塔
1.设计任务及要求
1.1设计任务
在一常压操作的连续塔精馏塔内分离正庚烷-正辛烷混合物。
原料液年处理量为20000t，料液浓度为50%（正庚烷质量分数）。
要求塔顶产品正庚烷浓度为98.5%（质量分数），塔底釜液中正辛烷浓度不低于98%（质量分数）。
设计条件如下：
操作压力
进料热状况
回流比
单板降压
全塔效率
建厂地址
4kPa
泡点进料
2
0.7kPa
Er=55%
辽宁大连
根据上述工艺条件进行筛板塔的设计计算。
1.2设计内容
1.设计方案的确定及流程说明；
2.工艺计算；
3.主要设备工艺尺寸设计；
4.设计结果汇总；
5.工艺流程图；
6.设计感想。
2.主要基数数据
表1正庚烷和正辛烷的物理性质
项目
分子式
分子量
沸点/°
C
临界温度/°
临界压强/kPa
正庚烷
C7H16
100.21
98.5
201.7
1620
正辛烷
C8H18
114.22
125.6
296
2510
表2常压下正庚烷-正辛烷的气液平衡与温度的关系
温度/°
98.4
105
110
115
120
正庚烷（g）yA
1.00
0.81
0.673
0.491
0.280
正辛烷（l）xA
0.656
0.487
0.311
0.157
以上为实验数据，也可用安托尼（Antoine）公式计算：
表3A、B、C取值
A
B
6.02
1263.91
216.432
6.05
1356.36
209.635
表4液体密度（Kg/m3）
20
40
60
80
100
140
684.8
667.4
649.4
630.7
611.0
590.3
568.3
703.7
705.6
689.4
672.7
655.4
37.4
618.7
表5液体表面张力（10-3N/m）
20.18
18.2
16.26
14.36
12.51
10.7
8.952
21.54
19.64
17.78
15.95
14.16
12.41
10.71
表6液体表面粘度（10-3Pa·
s）
0.417
0.342
0.286
0.242
0.208
0.181
0.143
0.545
0.436
0.358
0.400
0.255
0.219
0.190
表7液体汽化热（KJ/mol）
90
375
364
352
348
335
370
360
350
345
333
3.设计计算
3.1设计方案的确定
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采取饱和液体进料，即泡点进料。
将原料液通过预热器加热至泡点都送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至贮罐。
该物系属易分离体系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用饱和蒸汽加热，塔顶产品冷却后送至贮罐。
3.2精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
正庚烷的摩尔质量：
MA=100.21Kg/Kmol
正辛烷的摩尔质量：
MB=114.22Kg/Kmol
0.5327
原料液的摩尔组成：
0.0227
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
（3）全塔物料衡算
进料量：
由全塔的物料衡算方程可写出：
3.3塔板数的确定
（1）理论塔板层数NT
正庚烷-正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论塔板数
①由设计手册查得正庚烷-正辛烷物系的气液平衡数据，绘出x-y图。
②求最小回流比（Rmin）及操作回流比（R）
采用作图法求最小回流比。
泡点进料（q=1），即q为直线。
在图中对角线上，自点e（0.5327,0.5327）做垂线ef即为进料线（q线）,q线与平衡线交于点d,d点坐标为yq=0.7066,xq=0.5327。
故最小回流比：
R=2Rmin=3.22
③精馏塔的气、液相负荷
L=RD=25.5346kmol/hV=L+D=33.4646kmol/h
L’=L+qF=40.5246kmol/hV’=V+（q-1）F=33.4646kmol/h
④操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
⑤图解法求理论塔板数
在图上做操作线，由点（0.9868,0.9868）起在平衡线与操作线间画阶梯，直到阶梯与平衡线交点小于0.0227为止。
由此得到理论板NT=15块（含再沸器）。
其中，精馏段7块，提馏段8块（含进料板）。
第8块为进料板。
⑥实际塔板层数Np的求取
精馏段实际板层数：
N精=7/0.55
提馏段实际板层数：
N提=7/0.55
总实际板数：
NP=N精+N提=26
3.4精馏塔工艺条件及有关物性数据
以精馏段为例进行计算
（1）操作压力
塔顶操作压力：
PD=101.3+4=105.3kpa
每层塔压降：
进料板压力：
PF=105.3+0.7
精馏段平均压力：
Pm=（105.3+114.4）/2=109.85kpa
（2）操作温度
根据表1的常压下正庚烷=正辛烷的气液平衡常数与温度的关系。
有内插法求得：
塔顶温度：
tD=98.49℃
进料板温度：
tF=113.85℃
精馏段平均温度：
tm=（98.49+113.85）/2=106.2℃
（3）平均摩尔质量
①塔顶气、液混合物平均摩尔质量：
由xD=y1=0.9868，查平衡曲线，得x1=0.981
②进料板气、液混合物平均摩尔质量：
由图解理论板数，得yF1=0.62，查平衡曲线，得xF1=0.47
③精馏段气、液混合物平均摩尔质量：
（4）平均密度
①气相平均密度
理想气体状态方程
②液相平均密度
塔顶液相平均密度
tD=98.49℃,由表4内插法得：
进料板液相平均密度
tF=113.85℃，由表4内插法得：
PLA=
PLB=
进料板液相质量分数：
精馏段液相平均密度
（5）液相平均表面张力
液相平均表面张力:
塔顶液相平均表面张力：
tD=98.49℃,由表5内插法得：
进料板液相平均表面张力：
tF=113.85℃，由表5内插法得：
精馏段液相平均表面张力为：
12.98mN/m
（6）液体平均粘度
液体平均粘度:
塔顶液相平均粘度：
tD=98.49℃,由表6内插法得：
进料板液相平均粘度：
tF=113.85℃，由表6内插法得：
3.5精馏塔塔体工艺尺寸计算
（1）塔径计算
①精馏段气、液相体积流率
②空塔气速计算
由
由斯密斯关联图查取。
斯密斯关联图的横坐标：
取板间距
，板上液层高度
查斯密斯关联图得：
安全系数取0.7，则空塔气速为：
u=0.7umax=0.5022m/s
按照标准塔径圆整后为：
塔截面积：
实际空塔气速为
（2）精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度
提馏段有效高度
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精馏塔有效高度为
3.6全凝器冷凝介质的消耗量
塔顶全凝器的热负荷：
由于塔顶溜出液几乎为纯正庚烷，为简化计算，可按纯的正庚烷的摩尔焓计算。
若回流液在饱和温度下进入塔内，则
tD=98.49℃,由表7内插法得该温度下正庚烷的汽化热为341.81J/Kg。
水为冷凝质，其进出冷凝器的温度分别为15℃，30℃，则平均温度下的比热
（查设计手册），冷凝水用量为：
3.7再沸器加热介质的消耗量
再沸器热负荷：
①塔顶蒸汽带出的热量Qv（塔顶产品几乎为纯正庚烷，摩尔汽化焓取纯正庚烷的摩尔汽化焓）：
（查设计手册：
tD=98.49℃时，
②塔底产品带出的热量QW（塔底产品几乎为纯正辛烷，摩尔汽化焓取纯正辛烷的摩尔汽化焓）：
（由表1内插法求得釜液温度tw=124.79℃。
查设计手册：
tw=124.79℃时，cp正辛烷=299.55kJ/kmol
）
③原料液带入的热量
tF=113.85℃。
由设计手册查出此温度下正庚烷、正辛烷的比热容
cp正庚烷=264.55kJ/kmol
，cp正辛烷=293.55kJ/kmol
。
原料液平均摩尔比热容：
④回流液带入的热量QL（回流液的摩尔焓取纯正庚烷的摩尔焓）：
200kPa（表压）的水蒸气汽化热为r水=
加热水蒸汽的消耗量为：
3.筛板塔设计结果汇
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