正己烷-正庚烷筛板精馏塔的设计_课程设计(编辑修改稿)

正己烷-正庚烷筛板精馏塔的设计_课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

料衡算  WD 联立解得 D = 1805kg/h， W = kg/h， F ＝ K m o lF 1 6 6  K m o lD 9 1 8 0 5  K m o lW 5 7 0 3 6 1  回收率 式中： F— 原料液流量， Kmol/h D— 流出液流量， Kmol/h W— 釜残液流量， Kmol/h XF— 原料液中易挥发组分的摩尔分数 XD— 馏出液中易挥发组分的摩尔分数 XW— 釜残液中易挥发组分的摩尔分数 理论板数的计算 Antoine 常数值 组分 A B C PS 正己烷 （ KPa） 化工原理课程设计 5 正庚烷 (mmHg) 常压下正己烷 正庚烷气液平衡组成与温度的关系 表一：气液平衡数据 PA/KPa PB/KPa 液相中正己烷的摩尔分率x 气相中正庚烷的摩尔分率 y 温度 t/℃ 化工原理课程设计 6 正己烷正庚烷 txy图如下： 由上图可知 溶液的泡点温度 Ft =℃ 化工原理课程设计 7 求 q 值及 q线方程 表二：正己烷和正庚烷的汽化热 (求 ℃ ) 内插法可得 ) 5 5 4( 5 6 3 1 r ) 5 5 4( 5 6 3 2 r molJmolKJ xrxrr FFm /)()1(21   平均温度 Ct  表三：正己烷和正庚烷的比热容 (求 ℃下 ) 温度 T/K 330 340 正庚烷Cp2(J/(mol/K)) 内插法： )//()(330340 2 KmolJC P  正己烷用 32 DTCTBTAC P  已知 1063 102 3 2 9106 3 1 0,104 1 8 27 3   DCBA ， 所以 )//(44 71 Kmo lJC P  )//( 0)1(21 Kmo lJxCxCC FPFPP m  )(  mPm rCrq m q 线 方程为 11  qxxqqy F  xy所以温度 T/K 正己烷r1(KJ/mol) 正庚烷 r2(KJ/mol) 化工原理课程设计 8 由图可看出 q线与平衡线的交点（ ， ） 所以 4 3 5 1 1 7 1 9  qqqD xy yxR 取 min  RR 故精馏段 操作线方程 3 1 8  xR xxR Ry D 所以作上图。 图解法求理论塔板数： 第 9 块板进料，总理论板层数为 17 块（不含再沸器），精馏段 8 块，提馏段 9 块 全塔效率 ET )( LTE  塔顶与塔底平均温度 5 6 9 1 21  ttt ℃ 正己烷：2 2 3 37 1 5 52 4 2 2 3 3 1   L smPaL 17 597  正庚烷： smPaL 2 3 6 9 )(3 5 3 . 23 7 3 . 2 0 . 2 4 10 . 2 0 2  化工原理课程设计 9 正己烷： x(温度 ) y(纯物质饱和蒸汽压 ) 1 yx 22 yx  akpp *1  正庚烷：1 yx 22  yx  app 2 4 3 15 7 0 2 5 7 0 2 47 8 5 6 3*2  4 6 6 9 2 4 3 11 5 4 0 3 4*2*1 pP sm Paxx LLL 2 10 7 )(2 36 9 75 9 )1( 22 21   5 7 5 )2 1 0 7 4 ()(  LTE  实际板层数求解 ET= 精馏段： N1=8/=14 提馏段： N2=9/=16 实际总板数： 30 块 正庚烷物性参数的计算 操作温度 利用表一数据内插法可求得 Dt 、 Wt )9 5 1 9 9 9 (9 5 1 9 9 0 2 0 4 Dt ℃ 3 2 )0 0 0 5 9 0 2 (0 0 0 5 9 3 8 8 8 Wt ℃ 精馏段平均温度  DF ttt ℃ 提馏段平均温度  WF ttt 化工原理课程设计 10 平均摩尔质量 精馏段（ ℃） )( 1 x)( 1 y KmolKgM L /)(  KmolKgM V /)(  提馏段 (℃ ) )( 2 1 4 5 6 8 7 5 1 1 4 5 6 2 x 3 8 8 )( 3 9 6 5 5 5 6 1 4 9 6 5 5 2 y KmolKgM V /)(  KmolKgM L /)(  液相平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 iiniLm x   1 表四：正己烷 1 和正庚烷 2 液相表面张力 精馏段液相平均表面张力 ( KT  ) 正己烷 mmN /7 0 ) 4 4 8(3 4 3 . 23 5 3 . 2 1 3 . 2 01 2 . 2 41 3 . 2 01  正庚烷 mmN /)(3 4 3 . 23 5 3 . 2 1 5 . 3 81 4 . 3 51 5 . 3 82  mmNxxm /)70 3 ( 3 )1( 12111  T/K 1 /( mmN/ ) 2 /( mmN/ ) 化工原理课程设计 11 提馏段液相平均表面张力（ KT  ） 正己烷 mmN /  正庚烷 mmN /  mmNxxm /05 )20 (53 )1( 22212   液相平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算：iiniLm x 1 表五：正己烷 1 和正庚烷 2 液相黏度 T/K )(1 smPa / )(2 smPa 精馏段液相平均黏度 ( KT  ) 正己烷2 2 3 4 82 4 2 2 3 3 1    smPa1906  正庚烷 smPa 2 5 0 6 )(3 4 3 . 23 5 3 . 2 0 . 2 6 10 . 2 4 2  sm Paxxm 2 08 4 )7 03 (2 50 6 03 90 6 )1( 12111   提馏段液相平均黏度（ KT  ） 正己烷2 2 3 30 6 6 32 4 2 2 3 3 1    smPa16 127  正庚烷 sm P a2 2 5 2 2 ) 5 30 6 6 3(3 5 3 . 23 7 3 . 2 0 . 2 4 10 . 2 0 92 4 2  c.smPaxxm 18 02 )(22 52 12 )1( 22212   化工原理课程设计 12 操作压力 计算 取塔顶表压为 KPa0 塔顶操作压力 KPaPD  每层塔板压降 KPaP  ，一般 ~ 进料板压力 K P aP F 1 0 1  塔底操作压力 K P aP F 2 0 1  精馏段平均压力 KP aP m 62) 1(  = 提馏段平均压力 KP aP m 62) 1(  塔板平均操作压力 KPaP )(  液相平均密度计算 精馏段平均密度计算（ t ℃） 表六：正己烷 A 和正庚烷 B 液相密度 t/℃ 60 80 100 )/( 3mKgA 620 )/( 3mKgB 液相平均密度依下式计算 ：iiLm a  /1  正己烷 3A / 0 4)(6080 6 2 06 0 0 . 26 2 0 mKg 正庚烷 3B /)(6080 6 4 9 . 46 3 0 . 76 4 9 . 4 mKg BALxx  11 111 3/)( 11 mkgL 31 /)( mKgTR MP VmV  密度由理想气体状态方程得 化工原理课程设计 13 提馏段平均密度计算（ t ） 液相平均密度： 正己烷 3A /)(80100 6 0 0 . 25 7 9 . 36 0 0 . 2 mKg 正庚烷 3B /)(80100 mKg BALxx  22 112 3/)( 12 mkgL  气相密度： 32 /)( mKgTR MP VmV   第三章 塔体的 主要工艺尺寸计算 塔径的计算 一： 精馏段 精馏段的气、液相体积流率为 36 6 . 0 2 9 8 8 . 1 6 8 0 . 5 0 0 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 2 3 3mvmSvVMV m s    34 5 . 1 1 4 9 0 . 3 3 4 0 . 0 0 1 8 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 6 0 0 6 1 3 . 6 1L m L mSL m lmL M R D ML m s     式中 V— 精馏段气相流量， kmol/h L— 精馏段液相流量， kmol/h MVM、 MLM— 分别为精馏段气、液相平均摩尔质量， kg/kmol Vm 、 Lm — 分别为精馏段气、液相平均密度， kg/m3 11220 . 0 0 1 8 4 3 6 0 0 6 1 3 . 6 1( ) ( ) 0 . 0 5 0 70 . 5 0 0 2 3 6 0 0 3 . 2 3 3h L mh v mLV   取板间距 HT=,取板上层液高度为 . 则， 0. 4 0. 06 0. 34TLH h m    化工原理课程设计 14 C0= 0 . 2。