年产量4万吨正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计(编辑修改稿)

年产量4万吨正戊烷-正己烷分离过程筛板精馏塔设计(编辑修改稿)内容摘要：

12 0 1 2 39。 39。 39。 1  mwmn xxRxRRy q 线方程： x= fx = 相对挥发度计算： 88 相平衡公式：yyxxxyy )1(11   理论板的计算： fDxxyxyxyxxy       44332211相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡 由计算知第 4 板为加料板。 Wxxyxyxyxyxyyx          998877665554相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线相平衡操作线 得：因 总理论板为 9（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为 3，第 4 板为进料板 全塔效率的估算 由表 1 数据可得理 想混合溶液的 tyx 图： 13 温度t/℃正戊烷的摩尔分数，x或y图2x W x Fx D由图 2 得：塔顶的温度 tD=℃ 进料口处的温度 tF=℃ 塔釜温度 tW=℃ 精馏段平均温度 ct  提馏段平均温度 ct  因此全塔平均温度为： Ctttt WDFm  查数据得 ： t=50℃时，μ A= s，μ B= mPa s t=60℃时，μ A= s，μ B= mPa s 因此 tm=℃时，μ A= s，μ B= mPa s 因为： L i Lix 所以 μ LF= + = mPa s μ LD= + = mPa s μ LW= + = mPa s 全塔液体的平均黏度： 14 μ Lm =（ μ LF+μ LD +μ LW） /3=（ ++） /3= mPa s 所以全塔效率为： 5 5 )2 0 ( )(  LmE  实际塔板数 PN 精馏段实际塔板数 N 实 =3/=≈ 6 提馏段实际塔板数 N 实 =6/=≈ 11 因此，总实际塔板数为 N 实 =6+11=17 四、工艺计算 操作压力 塔顶操作压力 k P appp D  表当地 每层塔板压降 kPap  进料板压力 kpp F  精馏段平均压力 (+)/2= kPa 塔底操作压力 39。 FP 1 0 939。 w PP  提馏段平均压力 k P 1 32/) 1 0 9(2 mP 15 平均摩尔质量 塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由 xD=y1= 和相平衡方程yyx )1(  ，得 x1= MVDm= + = kg/kmol MLDm= + =进料板气 、液混合物平衡摩尔质量：得 yF=， xF= MVFm= + = kg/kmol MLFm= + = kg/kmol 精馏段气、液混合物平均摩尔质量： MVm=（ +） /2= kg/kmol MLm=（ +） /2=提馏段气、液相混合物平均摩尔质量：由  x 得 XD= 时， D。 MVDm= + = kg/kmol MLDm= + = kg/kmol 精馏段气、液混合物平均摩尔质量： MV180。 m=（ +） /2= kg/kmol ML180。 m=（ +） /2= 平均密度 （ 1） 气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 16 mVmmVm RTMp   3/ mkg  （ 2）液相平均密度 液相平均密度计算公式：  iim W 1 表 41 各组分的液相密度与温度的关系 温度（℃） 正戊烷（ kg/m3） 正己烷（ kg/m3） 0 10 20 30 616 40 50 60 620 70 80 90 100 535 由表 41 图 42 正戊烷密度与温度的关系图 17 /kg/m310020030040050060070020 40 60 80 100 120温度/ oCt D=D= f =t f =t W =W =0 图 43 正己烷密度与温度的关系图 / k g / m 31 0 02 0 03 0 04 0 05 0 06 0 07 0 020 40 60 80 1 0 0 1 2 0温度/ oCt D= 3 8 . 1 6D= 6 3 9 . 8 6 1f = 6 3 3 . 1 2 6t f = 4 5 . 7 3t W = 6 6 . 2 5W = 6 1 3 . 8 8 30 ① 塔顶液相平均密度 塔顶温度： Dt ℃ 由图 42,43 可得： 3/ mkgA  3/ mkgB  3, /1 mkgDmL  18 ② 进料板液相平均密度 进料板温度： tF=℃ 由图 42,43 可得： 3/4 0 9 9 mkgA  3/1 2 3 3 mkgB  进料板液相的质量分数为 AW 3, /1 mFmL  精馏段液相平均浓度为 ρ Lm=（ +） /2=同理可得：塔顶 液相密度 D ： kg/m3 塔釜液相密度 W ： 3/mkg 加料板液相密度 f ： 3/mkg 料液平均密度 l ： 3/mkg 精馏段平均密度 1 ： 3/mkg 提馏段平均密度 2 ： 3/mkg 全塔平均密度  ： 3/mkg 液相表面平均张力的计算 液相平均表面张 力计算公式： σ Lm= iix 各段表面张力：   2/fD1     2/W2 f  19 表 42 各组分的表面张力与温度的关系 温度（ ℃ ） 正戊烷（ mN/ ） 正己烷（ mN/ ） 0 10 20 16 30 17 40 50 60 14 70 80 12 90 100 由表 42 得 图 43 正戊烷表面张力与温度的关系图 20 40 60 80 100温度/5101520张力/ m0t W=t f=t D= 图 44 正己烷表面张力与温度的关系图 20 20 40 60 80 100温度/5101520张力/ m0t W=t f=t D= ① 塔顶液相平均表面张力： 塔顶温度： Dt ℃ 由图 44,45 可得： A =  =DmL, = + = mN/m ② 进料板液相平均表面张力： 进料板温 度： Ft ℃ A = mN/m B = mN/m FmL, = + = mN/m 精馏段液相平均表面张力为 Lm =（ +） /2=同理可得：塔顶 液相 表面张力： mN/m 塔釜液相 表面张力 ： nN/m 加料板液相 表面张力 ： 料液平均 表面张力 ： 精馏段平均 表面张力 ： mN/m 提馏段平均 表面张力 ： mN/m 21 全塔平均表面张力： mN/m 物性数据总汇 表 43 物性数据汇总表 T （℃） ρ L （ kg/m3） ρ V (kg/m3) σ ( 10^3N/m) 塔顶 加料板 塔釜 精馏段 提馏段 全塔 料液 五、塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 最大空塔气速和空塔气速 22 最大空塔气速 VVLC   m a xu 空塔气速 m a x)~( uu 精馏段的气、液相体积流率为 sVMV VmVms /m2 2 6 0 0 8 13 6 0 0 3  smLM mLm /0 0 3 6 0 0 6 0 0L 3Ls    提馏段的气、液相体积流率为 smMV VmmV / 6 0 0 6 0 0V 3s   sML mLmL /m 0 . 0 0 8 61 3 1 33 6 0 0 3 33 6 0 039。 L 3s    C 由公式 20  CC求取，。