分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计课程设计(编辑修改稿)

分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

工况与处理情况，并有选择的选择某些加热和冷凝方式，使其整个工艺更加节能、环保、高效率、低成本、高产出率等。 正戊烷 正己烷加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。 高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料方式，本次加料可选泵加料。 泵和自动 调节装置配合控制进料。 原料从塔的中部附近的进料扳进入塔内。 正戊烷 正己烷进料状态 进料方式一般有冷液进料，泡点以下的饱和液体、温度介于泡点和露点之间的汽液混合物进料、露点以下的饱和蒸汽、温度高于露点的过热蒸汽进料等。 饱和液体进料对塔操作方便，不受季节气温影响。 饱和液体进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段塔径基本相等。 由于饱和液体进料时，塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用饱和液体进料。 正戊烷 正己烷冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。 冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。 正己烷加热方式 采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。 第三章 筛板精馏塔设计 设计技术参数 料液种类：正戊烷 正己烷混合液 年处理量： 35000 吨 料液浓度： 55% （轻组分质量分数） 塔顶产品浓度： 96%（轻组组分质量分数） 塔底釜液浓度： 96%（重相组分质量分数） 每年实际生产天数： 330 天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强： 4kPa（表压） 设备形式：筛板精馏塔 正戊烷 — 正己烷的参数如下 表 组分的饱和蒸汽压 Pio (mmHg) 温 度 （℃） 3 40 45 50 55 60 65 6 Pio 正戊烷 1 1 1 1 1 2 2 2 正己烷 3 3 4 5 6 7 8 1 x 1 0.82 0.62 0.45 0.31 0.18 0.07 0 y 1 0.93 0.83 0.71 0.57 0.38 0.17 0 表 组分的液相密度ρ（ kg/m3） 温 度 （℃） 20 40 60 80 100 ρ 正戊烷 正戊烷 620 表 表面张力  ( mmN/ ) 温 度 （℃） 0 20 40 60 80 100  正戊烷 18.20 16.00 13.85 11.76 19 52 正己烷 20.10 18.02 15.99 13.23 12.06 10.18 表 混合物的粘度（ ） 温度 （℃） 0 25 50 75 100 正  戊烷 正己烷 物料的摩尔组成 进料 F 5 5 / 7 2 0 .5 9 45 5 / 7 2 + 4 5 / 8 6fx  馏出液 D 9 6 / 7 2 0 .9 6 69 6 / 4 / 8 6D  釜液 W 4 / 7 2 0 .0 4 84 / 7 2 9 6 / 8 6Wx  平均挥发度的计算 tD =℃时 o   AP KpaPA  o   BP KpaPB  BAPP tW=℃时 4639。 73 o   AP KpaPA 39。 0  01 39。 o   BP KpaPB 39。 0  39。 0 39。 01 BAPP   平均温度的计算 利用表 1 中的数据由拉格朗日插值可求得 tF、 tD、 tW. tF: 4550 F  tF=℃ tD: 6 D  tD =℃ tW: w   tW=℃ 精馏段的平均温度： 1t = 2tt DF =℃ 提镏段的平均温度： ttt WF2  ℃ 1t =℃时的 x1 及 y1 7 6 404540451111yxyx t ℃时的 x2 及 y2 556055602222yxyx 平均 混合物的黏度 的计算 1  ℃ 时 2550   A smpaA . 2550   B smpaB . t ℃时 39。 5075   A smpaA .39。  39。 5075   B smpaB .39。  sm pa sm )( .)(   平均 表面张力 的计算 精馏段的平均温度 1  ℃ 时的表面张力 4060   A mNA / 4060   B mNB / mmNxx AABA BA /)(     提留段的平均温度 t ℃的表面张力 39。 4060   A mNA /39。  39。 4060   B mNB /39。  mmNxx AABA BA /)( 39。 39。 39。 39。 39。 39。 39。 m     操作压力 的计算 取压力降为 塔顶操作压力（绝对压力） k P a3 2 0 543 2 0 1 DP 塔板压降 P 进料板压力（由下可知 1 3 . 7 2 5 k P FP 精馏段平均压力 1 0 9 . 5 2 5 k P a2/) 5 . 3 2 51(1 mP 塔底操作压力 39。 FP ak7 2 2 2 1 239。 w PP  提馏段平均压力 k P )(2 mP 密度的计算 已知：混合液密度： 1 ABL A Baa   (a 质量分率， M 为平均相对分子质量 )，不同温度下正戊烷和正己烷的密度见表 2. 混合气体密度： m VmVm mpMRT  精馏段： 1t =℃时，液相 x1= 气相 y1= 液相： k m o l/  ）（ML 气相： k m o l/)( MV 提留段： t ℃时，液相 x2= 气相 y2= 液相： k m o l/)(39。 1 ML 气相： k m o l/)(39。 1 MV Dt  ℃ 时 0 0 8 3 4060   A 3A / m 3 3 2 0 4060   B 3/ mB  Ft  ℃ 时 0 539。 0 8 3 4060   A 3/39。 mA  3 839。 3 2 0 4060   B 3/39。 mB  精馏段气相平均密度 精馏段 31 111 m/)(  mVmmVm RT Mp 提留 段平均气相密度 322221 1 6 . 5 2 5 9 9 . 2 2 4 . 2 3 k g / m8 . 3 1 4 ( 5 5 . 9 6 2 7 3 . 1 5 )m V mVmmpMRT    精馏段液相平均密度 311/ 4 1 4 17 6 0 8]86)7。