分离正庚烷-正辛烷混合液的筛板精馏塔.doc

精品文档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 目 录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；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：lgP=A-Bt+C表3 A、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/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/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 = 100.21 Kg/Kmol正辛烷的摩尔质量：MB = 114.22 Kg/Kmol xF=nAnA+nB=50100.2150100.21+50114.22=0.5327 原料液的摩尔组成：xD=98.5100.2198.5100.21+(100-98.5)114.22=0.9868 X=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-xFMB=0.5327100.21+1-0.5327114.22=106.7569kgmol MD=xDMA+1-xDMB=0.9868100.21+1-0.9868114.22=100.395kgmol Mw=xwMA+1-xwMB=0.0227100.21+1-0.0227114.22=113.902kgmol(3)全塔物料衡算进料量：F=210730024106.7569=14.99kmol/h 由全塔的物料衡算方程可写出： F=D+W D=7.93kmol/h FxF=DxD+Wxw W=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：Rmin=xD-yqyq-xq=0.9868-0.70660.7066-0.5327=0.28020.1739=1.61R = 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：yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.76xn+0.234提馏段操作线方程：ym+1=LVxm-WVxw=1.21xm-0.005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。实际塔板层数Np的求取精馏段实际板层数：N精 =7/0.5513 提馏段实际板层数：N提 =7/0.5513 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：p=0.7kpa 进料板压力：PF=105.3+0.713=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=x1MA+1-x1MB=96.14kq/kmolMVDm=y1MA+1-y1MB=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yF1=0.62，查平衡曲线，得xF1=0.47MLFm=xFIMA+1-xF1MB=107.64kg/kmolMVFm=yFIMA+1-yF1MB=105.53kg/kmol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=109.85101.468.314(106.2+273)=3.54kg/m3液相平均密度1PLm=APLA+BPLB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+0.015656.71 PLDm=613.5kg/m3进料板液相平均密度 tF=113.85，由表4内插法得：PLA=596.67 kg/m3,PLB= 227.435kg/m3 进料板液相质量分数： A=xF1MAxF1MA+1-xF1MB=0.47100.210.47100.21+（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:Lm=i=1nxii 塔顶液相平均表面张力： tD=98.49,由表5内插法得：A=13.9mN/m ,B=14.3mN/m LDm=xDA+1-xDB=13.91mN/m 进料板液相平均表面张力： tF=113.85，由表5内插法得：A=11.26mN/m ,B=12.95mN/m LFm=xFA+1-xFB=12.05mN/m 精馏段液相平均表面张力为： 精Lm=LDm+LFm2=12.98mN/m(6)液体平均粘度 液体平均粘度:lgLm=i=1nxilgi 塔顶液相平均粘度： tD=98.49,由表6内插法得：A=0.211mZPags,B=0.266mZPags lgLDm=xDlgA+1-xDlgB,LDm=0.212mPags 进料板液相平均粘度：tF=113.85，由表6内插法得：A=0.189mZPags,B=0.23mZPags lgLFm=xFlgA+1-xFlgB,LFm=0.207mPags 精Lm=LDm+LFm2=0.210mPags3.5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Vs=VM精Vm3600P精Vm=33.46101.4636003.54=0.266m3/sLs=LM精Lm3600P精Lm=25.53101.893600462.75=0.0016m3/s空塔气速计算由umax=CPL-PVPV , C=C200.020.2 。C20由斯密斯关联图查取。斯密斯关联图的横坐标：LSVSP精LmP精Vm12=36000.001636000.266462.753.5412=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精Lm200.2=0.06912.98200.2=0.063umax=CPL-PgPg=CP精Lm-P精VmP精Vm=0.063462.75-3.543.54=0.718m/s 安全系数取0.7，则空塔气速为： u=0.7umax=0.5022m/s D=4VSu=40.2663.140.5022=0.82m 按照标准塔径圆整后为：D=1.0m 塔截面积：AT=4D2=0.785m2 实际空塔气速为u=VSAT=0.3389m/s(2)精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度 Z精=N精-1HT=13-10.4=4.8m 提馏段有效高度 Z提=N提-1HT=13-10.4=4.8m 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 Z=Z精+Z提+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+1DhV-hL=VhV-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焓计算。若回流液在饱和温度下进入塔内，则hV-hL=r正庚烷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。 r正庚烷=341.81MA=341.81100.21=34253KJ/kmol Qc=Vr=33.464634253=1.15106kJ/h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 cpc=4.181KJ/Kg（查设计手册），冷凝水用量为： Wc=Qccpct2-t1=1.151064.18130-15=1.83104kg/h3.7再沸器加热介质的消耗量 再沸器热负荷：QB=QV+QW-QF-QL=Whr水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）： QV=VHV=Vcp正庚烷tD+r正庚烷=33.4646255.5498.49+34253=1.99106KJ/h （查设计手册：tD=98.49时，cp正庚烷=255.54KJ/(kmol)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）： QW=Whw=Wcp正辛烷tw=7.06299.55124.79=2.64105KJ/h （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QF 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： CP=xFcp正庚烷+1-xFcp正辛烷=0.5327264.55100.21+0.4673293.55=278.10kJ/kmol QF=FhF=FCptF=14.99278.10113.85=4.75105KJ/h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）： QL=LhL=Lcp正庚烷tD=25.5346255.5498.49=6.43105KJ/h QB=QV+QW-QF-QL=19.9+2.64-4.75-6.43=11.36105KJ/h200kPa（表压）的水蒸气汽化热为r水=3.97104KJ/Kmol加热水蒸汽的消耗量为： Wh=QBr水=6.43105183.97104=291.54kg/h3. 筛板塔设计结果汇总项目符号单位数值精馏段提馏段平均压力PmkPa109略平均温度tmC106.2平均