分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馏塔

[键入文字]1DepartmentofEnvironmentalScienceandEngineering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[键入文字]2目录1.设计任务及要求…………………………………………………………………..31.1设计任务…………………………………………………………………….31.2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[键入文字]31.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≤0.7kPaEr=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；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：lg(P°)=A−Bt+C表3A、B、C取值[键入文字]4温度/°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(10-3Pa·s)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[键入文字]5正辛烷的摩尔质量：MB=114.22Kg/KmolxF=nAnA+nB=50100.21⁄50100.21⁄+50114.22⁄=0.5327原料液的摩尔组成：xD=98.5100.21⁄98.5100.21⁄+(100−98.5)114.22⁄=0.9868Xω=2100.21⁄(100−98)100.21⁄+98114.22⁄=0.0227(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=xFMA+(1−xF)MB=0.5327×100.21+(1−0.5327)×114.22=106.7569kgmolMD=xDMA+(1−xD)MB=0.9868×100.21+(1−0.9868)×114.22=100.395kgmolMw=xwMA+(1−xw)MB=0.0227×100.21+(1−0.0227)×114.22=113.902kgmol(3)全塔物料衡算进料量：F=2×107300×24⁄106.7569=14.99kmol/h由全塔的物料衡算方程可写出：F=D+WD=7.93kmol/hFxF=DxD+WxwW=7.06kmol/h3.3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。[键入文字]6故最小回流比：Rmin=xD−yqyq−xq=0.9868−0.70660.7066−0.5327=0.28020..1739=1.61R=2Rmin=3.22③精馏塔的气、液相负荷L=RD=25.5346kmol/hV=L+D=33.4646kmol/hL’=L+qF=40.5246kmol/hV’=V+(q-1)F=33.4646kmol/h④操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.76xn+0.234提馏段操作线方程：ym+1=L′V′xm−WV′xw=1.21xm−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≈13提馏段实际板层数：N提=7/0.55≈13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[键入文字]7每层塔压降：∆p=0.7kpa进料板压力：PF=105.3+0.7×13=114.4kpa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=0.981MLDm=x1×MA+(1−x1)×MB=96.14kq/kmolMVDm=y1×MA+(1−y1)×MB=97.38kg/kmol②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=0.47MLFm=xFI×MA+(1−xF1)×MB=107.64kg/kmolMVFm=yFI×MA+(1−yF1)×MB=105.53kg/kmol③精馏段气、液混合物平均摩尔质量：M精Lm=MLDm+MLFm2=101.89kg/kmolM精Vm=MVDm+MVFm2=101.46kg/kmol(4)平均密度①气相平均密度理想气体状态方程P精Vm=P精mM精VmRT精m=109.85×101.468.314×(106.2+273)=3.54kg/m3②液相平均密度1PLm=αAPLA+αBPLB塔顶液相平均密度tD=98.49℃,由表4内插法得：PLA=612.49kg/m3,PLB=656.71kg/m31PLDm=0.985612.49+0.015656.71PLDm=613.5kg/m3进料板液相平均密度tF=113.85℃，由表4内插法得：PLA=596.67kg/m3,PLB=227.435kg/m3[键入文字]8进料板液相质量分数：αA=xF1×MAxF1×MA+(1−xF1)×MB=0.47×100.210.47×100.21+（1−0.47）×114.22=0.4381PLFm=0.438596.67+0.562227.435，PLFm=312kg/m3精馏段液相平均密度P精Lm=(PLDm+PLFm)2=462.75kg/m3(5)液相平均表面张力液相平均表面张力:σLm=∑xiσini=1塔顶液相平均表面张力：tD=98.49℃,由表5内插法得：σA=13.9mN/m,σB=14.3mN/mσLDm=xDσA+(1−xD)σB=13.91mN/m进料板液相平均表面张力：tF=113.85℃，由表5内插法得：σA=11.26mN/m,σB=12.95mN/mσLFm=xFσA+(1−xF)σB=12.05mN/m精馏段液相平均表面张力为：σ精Lm=(σLDm+σLFm)2=12.98mN/m(6)液体平均粘度液体平均粘度:lgμLm=∑xilgμini=1塔顶液相平均粘度：tD=98.49℃,由表6内插法得：μA=0.211mZPags,μB=0.266mZPagslgμLDm=xDlgμA+(1−xD)lgμB,μLDm=0.212mPags进料板液相平均粘度：tF=113.85℃，由表6内插法得：μA=0.189mZPags,μB=0.23mZPagslgμLFm=xFlgμA+(1−xF)lgμB,μLFm=0.207mPagsμ精Lm=μLDm+μLFm2=0.210mPags3.5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Vs=VM精Vm3600P精Vm=33.46×101.463600×3.54=0.266m3/s[键入文字]9Ls=LM精Lm3600P精Lm=25.53×101.893600×462.75=0.0016m3/s②空塔气速计算由umax=C√PL−PVPV,C=C20(0.02σ)0.2。C20由斯密斯关联图查取。斯密斯关联图的横坐标：LSVS(P精LmP精Vm)12⁄=3600×0.00163600×0.266×(462.753.54)12⁄=0.0688取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则HT−hL=0.34m查斯密斯关联图得：C20=0.069C=C20(σ精Lm20)0.2=0.069×(12.9820)0.2