化工原理课程设计-分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馏塔

化工原理课程设计一分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馆塔课程设计说明书狸珀空戏 分离正庚烷■正辛烷混合液味衽石称 的筛板精帽塔设计姓名 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日目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"设计任务及要求 311设计任务 31.2设计内容 3主要基础数据 3\o"CurrentDocument"3设计计算 43.1设计方案的确定 43.2精憎塔的物料衡算 43.3塔板数的确定 53.4精馆塔工艺条件及有关物性数据 63.5精馆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量 10\o"CurrentDocument"筛板塔设计结果汇总 11\o"CurrentDocument"工艺流程图 11设计感想 12参考文献 12设计题目：分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馅塔设计任务及要求1.1设计任务在一常压操作的连续塔精馆塔内分离正庚烷-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；工艺计算；主要设备工艺尺寸设计；设计结果汇总；工艺流程图；设计感想。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C7H16100.219&5201.71620正辛烷CsHxs114.22125.62962510表2常压下正庚烷-正辛烷的气液平衡与I温度的关系温度/°C98.4105110115115 120125.6正庚烷(g)Ya1-000.810.67304910.2800正辛烷(1)&1.000.6560.4870.311 0.1570以上为实验数据，也可用安托尼(Antoine)公式计算：lg(po)=A-三表3A、B.C取值温度/°CABC正庚烷6.021263.91216.432正辛烷6.051356.36209.635表4液体密度(Kg/n?)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(lOF/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(1(TPas)温度/°c20406080100120140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370360350345333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，应采用连续精馆流程。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憎塔内。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。2精馅塔的物料衡算原料液及塔顶、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工二_沁竺一FnA+nB50/100・21+50/114.22原料液的摩尔组成: 98-5/100・21 09868原料液的摩尔组成:2“00.21£D— 98.5/100.21+(100-98.5)/114.22=2“00.21X,=(100-98)/100.21+98/114.22=0-0227原料液及塔顶.塔底产品的平均摩尔质量MF=xFMA+(1-Xf)Mb=0.5327X100.21+(1-0.5327)X114.22=MD=xDMA+(1-Xd)Mb=0.9868X100.21+(1-O.9868)X114.22=Mw=XwMa+(1-Xw)Mb=0.0227X100.21+(1-0.0227)X114.22=全塔物料衡算进料量:2X1()7/300x24106.7569进料量:2X1()7/300x24106.756914.99kmol/h.由全塔的物料衡算方程可写出:F=D+WFXF=D+WFX=DX+WxW=7.06kmol/h3.3塔板数的确定理论塔板层数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(&J及操作回流比(R)采用作图法求最小回流比。泡点进料(q=l),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y,=0.7066,x,=0.5327<,故最小回流比：XD-yq-0-9868-0-7066yq-xq- ^802-1610.7066-0.53270..1739R=2Rmin=3.22精馆塔的气•液相负荷L=RD=25.5346kmol/h V=L+D=33.4646kmol/hU=L+qF=40.5246kmol/h V,=V+(q-l)F=33.4646kmol/h④操作线方程精馆段操作线方程：yn+1*-xn+A-=0.76xa+0.234K+l④操作线方程［键入文字］提馆段操作线方程：ym+匕Axm-AxW=i2ixm-0-005⑤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Ni=15块(含再沸器)。其中，精馆段7块，提憎段8块(含进料板)。第8块为进料板。⑥实际塔板层数汕的求取精馅段实际板层数：N„=7/0.55^13提馆段实际板层数：N提=7/0.55«13总实际板数：Np=N#N捉=263.4精憾塔工艺条件及有关物性数据以精馅段为例进行计算操作压力塔顶操作压力：PD=101-3+4=105.31q)a每层塔压降：Ap=0.7kpa进料板压力：PF=105.3+0.7X13=114.4kpa精馅段平均压力：Pm=(105.3+114.4)/2=109.85kpa操作温度根据表1的常压下正庚烷二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°C进料板温度：tF=113.85*C精馆段平均温度：tm=(98.49+113.85)/2=106.2°C平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xFy产0.9868，查平衡曲线，得x产0.981MLDm=x+XMA+(1—xJXMB=96.14kqykmolMVDm=YiXMA+(1-yjXMB=97.38kg/kmol进料板气、液混合物平均摩尔质量：由图解理论板数，得y*0.62,查平衡曲线，得Xfi=0.47MLFm=xfiXMa+(1—xf1)XMB=107.64kg/kmolMVFm=yfiXMa+(1—yP1)XMB=105.53kg/kmol③精馆段气、液混合物平均摩尔质量:M袖Lm一打险皿一ioi.89kg/kmolM箱^=M'6打mIE=101.46kg/kmoJ平均密度①气相平均密度理想气体状态方程RT箱②液相平均密度RT箱②液相平均密度— O一1098;X11468.314X(106.2+273)一3.54八［键入文字］1_0.985 0.015'612.49丁656.71 PLDm=613-5kg/m3进料板液相平均密度tF=113.85°C,由表4内插法得：PLA=596.67kg/m?,PLB=227.435kg/n?进料板液相质量分数：0.47X100.21 =0-438-xpj)XMg0.47X100.21+(1-0.47)X114.221 0.438 0.562596.67+227.435 '□曲312kg/mqPLFm精馆段液相平均密^P粗6=—(匹；旦)=462.75kg/m3液相平均表面张力液相平均表面张力：＜TLm="i=i塔顶液相平均表面张力：tD=98.49C由表5内插法得：(yA=13.9mN/m?ffE=14.3mN/mALDm=xDorA+(1-xD)CTB=13.91mN/m进料板液相平均表面张力:tF=113.85°C,由表5内插法得：cta=11.26mN/m/(TB=12.95mN/mffLFm=xFffA+(l-xF)ffB=12.05mN/m精馆段液相平均表面张力为:一©一©LDm+MFm)=12.98mN/m—咔_Lm ；⑹液体平均粘度’液体平均粘度:1即5二器】叩言古塔顶液相平均粘度:tD=98.49#Cf由表6内插法得：m=O.ZllmZPagsAB=Q.266mZPags

［键入文字］IfiM-LDm=xDlgM,A+(l-xD)lgnB,pLLDm=O.Z12mPags进料板液相平均粘度：t尸U3.85,C，由表6内插法得：％=°・189mZPags「B=0.23mZPagsIgALFm=皿+(l-xF)lgAALFm=°・207mPags也匕匹=0-2U)inP存阵Lm一3.5精憎塔塔体工艺尺寸计算(1)塔径计算33.46X101.46=0.266m33.46X101.46=0.266m3/s3600X3.54 325.53X101.89=0.0016m3/s3600X462.75 3桅—3600P箱呱'' 3600P如②空塔气速计算由U唤二。”吾,C乂0(晋广。Cz。由斯密斯关联图查取。斯密斯关联图的横坐标:J(H1/2=益皓X(籍严=0.0688取板间距生=0.40m,板上液层高度％=0.06m,则町-hL=0-34m查斯密斯关联图得：$0=0069安全系数取0-安全系数取0-7,则空塔气速为:u=0.7uinax=0.5022in/s。二招二幕流二。・82皿按照标准塔径圆整后为：D=1.0m塔截面积：At=aDz=0.7851112实际空塔气速为u=p-=O.3389m/sAr(2)精谓塔有效高度计算精馅段有效高度Z稻二(凶箱一1)日丁=(13-1)X0,4=4,8m提馅段有效高度Z提二(N提一町眄=(13-1)X0,4=4,8m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8111,故精馆塔有效高度为Z—Z箱十Z提十0.8—10.4m3.6全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Qc=(R+DD(hv-ht)=V(hv-hL)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焙计算。若回流液在饱和温度下进入塔内，则hv-h广tD=9849°C,由表7内插法得该温度下正庚烷的汽化热为341.81J/Kgor正庚烷=341.81XMA=341・81X100・21=34253KJ/kmolQc=VXr=33.4646X34253=1.15X10 6kJ/h水为冷凝质，其进出冷凝器的温度分别为15aC,309，则平均温度下的比热cpc=4.181KJ/Kg弋(查设计手册)，冷凝水用量为：W= =& 七15%10--6…=1.83X104kg/h.ctpc@2—J)4.181X(30-15)3-7再沸器加热介质的消耗量再沸器热负荷：Qb=Qv+Qw-Qf-Ql=WhXr水塔顶蒸汽带出的热量Q、(塔顶产品几乎为纯正庚烷，摩尔汽化焙取纯正庚烷的摩尔汽化焙)：Qv=VXHv=VX(cp正庚谯XtD+r匹题)=33.4646X(255.54X98.49+34253)=1.99X106KJ/h(查设计手册：tD=98.49*C时，Cp正庚烷=255.54KJ/(kmol2C)塔底产品带出的热量Qw(塔底产品几乎为纯正辛烷，摩尔汽化焙取纯正辛烷的摩尔汽化烙)：Qw=WXhw=WXCp 正辛AXtw=7.06X299.55X124.79=2.64X10 5KJ/h(由表1内插法求得釜液温度tw=124.79#Co查设计手册：h=124.79・C时，Cp正初=299.55kJ/kmol-°C)原料液带入的热量QftAll3.85-Co由设计手册查出此温度下正庚烷、正辛烷的比热容cp正戾烷=264・55kJ/kmol-°C,cp正辛烷=293・55kJ/kmol-°C。原料液平均摩尔比热容：Cp=xFXcp£A+(l-XF)XCp正辛烷=0.5327XZ64.55X100.21+0.4673X293.55=278.10