分离正庚烷正辛烷混合液的筛板精馏塔.docx

1、分离正庚烷正辛烷混合液的筛板精馏塔环境科学与工程系Department of Environmental Science and Engineering课程设计说明书课程名称分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馏塔设计 姓 名 学 号 班 级 指导教师 校方 企方设计地点 设计时间 2014年5月31日 1. 设计任务及要求.31.1 设计任务.3 1.2 设计内容.32. 主要基础数据.33. 设计计算.43.1设计方案的确定43.2精馏塔的物料衡算43.3塔板数的确定53.4精馏塔工艺条件及有关物性数据63.5精馏塔塔体工艺尺寸计算83.6全凝器冷凝介质的消耗量 .93.7再沸器加热介质的消耗

2、量.104. 筛板塔设计结果汇总 .115. 工艺流程图 .116. 设计感想 .127. 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20.7kPaEr=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；

3、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/C临界压强/kPa正庚烷C7H16100.2198.5201.71620正辛烷C8H18114.22125.62962510表2 常压下正庚烷-正辛烷的气液平衡与温度的关系温度/C98.4105110115120125.6正庚烷（g）yA1.000.810.6730.4910.2800正辛烷（l）xA1.000.6560.4870.3110.1570以上为实验数据，也可用安托尼(Antoine)公式计算：表3 A、B、C取值温

4、度/CABC正庚烷6.021263.91216.432正辛烷6.051356.36209.635表4 液体密度(Kg/m3)温度/C20406080100120140正庚烷684.8667.4649.4630.7611.0590.3568.3正辛烷703.7705.6689.4672.7655.437.4618.7表5 液体表面张力(10-3N/m)温度/C20406080100120140正庚烷20.1818.216.2614.3612.5110.78.952正辛烷21.5419.6417.7815.9514.1612.4110.71表6 液体表面粘度(10-3 Pas)温度/C204060

5、80100120140正庚烷0.4170.3420.2860.2420.2080.1810.143正辛烷0.5450.4360.3580.4000.2550.2190.190表7 液体汽化热(KJ/mol)温度/C8090100110120正庚烷375364352348335正辛烷3703603503453333.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

6、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 = 100.21 Kg/Kmol正辛烷的摩尔质量：MB = 114.22 Kg/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。求最小回流比(Rmin)及

7、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精馏塔的气、液相负荷 L=RD=25.5346kmol/h V=L+D=33.4646 kmol/h L=L+qF=40.5246 kmol/h V=V+(q-1)F=33.4646 kmol/h操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：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

8、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。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=263.4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

9、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精馏段气、液混合物平均摩尔质量：(4)平均密度气相平均密度 理想气体状态方程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

10、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)塔径计算精馏段气、液相体积流率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

11、.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：塔顶蒸汽带出的热量Qv（塔顶产品几乎为纯正庚

12、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，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）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： 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