正己烷-正庚烷分离过程筛板精馏塔课程设计

课程设计说明书题目: 分离正戊烷-正己烷用筛板精馏塔设计
院系：机械工程学院
专业班级：过控11-1
学号： 2011301936
学生姓名：冒鹏飞
指导教师：李雪斌
2013 年 12 月30 日
目录
第一部分 概述 (4)
一、设计目标 (4)
二、设计任务 (4)
三、设计条件 (4)
四、设计内容 (4)
五、工艺流程图 (4)
第二部分 工艺设计计算 (6)
一、设计方案的确定 (6)
二、精馏塔的物料衡算 (6)
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)
3.物料衡算原料处理量 (6)
三、塔板数的确定 (7)
1.理论板层数T N 的求取 (7)
2.全塔效率T E (8)
3.实际板层数的求取 (9)
四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (9)
1.操作压强计算 (9)
2.操作温度计算 (9)
3.平均摩尔质量计算 (9)
4.平均密度计算 (10)
5.液相平均表面张力计算 (11)
6.液相平均粘度计算 (11)
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (12)
1.塔径的计算 (12)
2.精馏塔的有效高度的计算 (13)
六、塔板主要工艺尺寸的计算 (14)
1.溢流装置计算 (14)
2.塔板布置 (15)
3.筛孔数n 与开孔率 (16)
七、筛板的流体力学验算 (16)
1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h (16)
2.雾沫夹带量V e 的验算 (17)
3.漏液的验算 (18)
4.液泛验算 (18)
八、塔板负荷性能图 (19)
1.漏液线 (19)
3.液相负荷下限线 (20)
5.液泛线 (21)
6. 操作线 (22)
九、设计一览表 (24)
十、操作方案的说明： (25)
附表 (26)
总结 (29)
参考文献 (29)
第一部分概述
一、设计目标
分离正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合液的筛板式精馏塔设计
二、设计任务
试设计分离正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合物的筛板精馏塔。

精馏分离含正己烷30%（正戊烷60%）的正己烷-正庚烷（正戊烷-正己烷）混合液，要求塔顶馏岀液中含正己烷（正戊烷）不小于96%，塔底釜液中含正己烷不高于2%（正己烷96%）。

（以上均为质量分数）年处理量为2.3万吨正己烷-正庚烷混合液（3.5万吨正戊烷-正己烷）。

三、设计条件
四、设计内容
编制一份设计说明书，主要内容包括：
1、设计任务。

2、塔的工艺计算：包括全塔物料衡算、塔底及塔顶温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔的理论板数、实际板数。

3、塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数及开孔率。

4、塔板流体力学验算。

5、塔板负荷性能图。

6、撰写设备结果一览表。

7、绘制精馏塔的设备图。

8、设计感想、设计评价。

9、参考文献。

五、工艺流程图
精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器。

釜液冷却器和产品冷凝器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。

另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。

并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。

且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。

以测量物流的各项参数。

塔顶冷凝装置根据生产状况以决定采用全凝器，以便于准确地控制回流比。

若后继装置使用气态物料，则宜用全分凝器。

总而言之确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用操作控制及安全因素。

连续精馏操作流程图
第二部分 工艺设计计算
一、设计方案的确定
本设计任务书为分离正己烷-正庚烷混合物。

对于二元混合物的分离，应采用
连续精馏流程。

设计中采用气-液混合进料，将原料液通过预热器加热至83℃后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

二、精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
正己烷的摩尔质量 A M =86.17kg/mol
正庚烷的摩尔质量 B M =100.21kg/mol
原料处理量为： 319424300100000003.2=⨯⨯=F kg/h
2.原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均相对分子质量
322.021.100/)301(17.86/3017.86/30=-+=F x
92.021
.100)961(17.86/9617.86/96=⨯-+=D x 0231.021
.100/)21(17.86/217.86/2=-+=W x F M =0.322⨯86.17+ (1-0.322)⨯100.21=95.68kg/kmol
D M =0.965⨯86.17+ (1-0.965)⨯100.21=86.66kg/kmol
W M =0.0231⨯86.17+ (1-0.0231)⨯100.21=99.88kg/kmol
3.物料衡算原料处理量
总物料衡算 D ＇+W ＇＝3194
正己烷物料衡算0.96Ｄ＇+ 0.02Ｗ＇＝0.3⨯3194
联立解得 D ＇= 951.4k ｇ/h ，W ＇= 2242.6 k ｇ/h ，Ｆ＇＝ 3194kg/h
F=3194/95.68= 33.38 kmol /h,
D=951.4/86.66= 10.93kmol/h,
W=2242.6/99.88= 22.45kmol/h
三、塔板数的确定
1.理论板层数T N 的求取
①正己烷-正庚烷物系的气液平衡数据，查表2
②求相对挥发度和q 值
设t=81.5℃，查图的x=0.357，y=0.634，f x =0.322
代入11---=q x q qx y f
q
的q=0.9
y -11x -1x y a ）（=，
26.3,2.3,15.3,12.3,109.3,106.3,054.3,03.3,97.2987654321========a a a a a a a a a 1.3...9321==a a a a a m x
x 1.211.3y +=
∴平衡方程为 联立q 线方程和平衡方程的：
○3最小回流比 联立q 线方程和平衡方程的：56.0y 29.0x ==，
最小回流比为：min R = q q q
D x y y x --=29
.0-56.056.0965.0-=1.5 取操作回流比为： 4.25.16.16.1min =⨯==R R
④求操作线方程
相平衡方程： n
n
n y 1.2-1.3y x
提馏段操作线方程： 50.01-n 1.66x w X q)F (11)D (R D
F -n X q)F (11)D (R qF
RD 1n y =--+---++=+
精馏段操作线方程： 2838.07058.04
.3965.04.34.2111n +=+=+++=+n n D n x x R x x R R y ⑤逐板计算法求理论板层数
精馏段操作线计算
322.02578.0,5185.0332
.0,6070.04579
.0,7237.06232
.0,8368.07853
.0,9182.08989
.0,965.0y 665544332112〈=============x y x y x y x y x y x x D
提馏段操作线计算
w
x x y x y x y x y x y 〈=========0129.0,03912.00326
.0,0946.0066.0,1798.01173
.0,2919.01849
.0,4129.011111010998877
总理论板层数10)111(=-=T N 层，进料板是第块六板
2.全塔效率T E
=T E 0.17-0.616lg m μ，75.822965.692=+=
+=进
顶T T T 度 根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度为82.75度，该温度下进料液相平均黏度为 )(195.0188.0678.021.0322.0)322.01(322.0s mPa m ⋅=⨯+⨯=-+=正庚烷正己烷μμμ
故 54.0296.0lg 616.017.0=-=T E
3.实际板层数的求取
精馏段实际板层数：（层）精12.54
06==N
提馏段实际板层数：（层）提8
54
.04
==
N 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压强计算
塔顶操作压强 3.10543.101=+=D p kpa 每层塔板压降 kpa 7.0=∆p
进料板压强 kpa 7.113127.03.105=⨯+=F p 塔底压强 kpa 7.1277.020p p w =⨯+=F 提馏段平均压强 kpa 7.1202/)7.1277.113(=+=m p 精馏段平均压强 kpa 7.1272
p 3.105p w
m =+=
2.操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中正己烷、正庚烷的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。

计算结果如下:
塔顶温度T D =69 ℃ 进料板温度T F =83℃,塔釜T W =96.5℃
精馏段平均温度 C T 25.762
83
5.69=+=
提馏段平均温度 C T 75.892
5
.9683=+=
3.平均摩尔质量计算
⑴塔顶摩尔质量计算：由965.01==y x D 查表得：915.0x 1= kmol kg M VDm /66.8621.100)965.01(17.86965.0=-+⨯= koml kg M LDm /36.8721.100)915.01(17.86915.0=⨯-+⨯= ⑵进料板平均摩尔质量计算
由计算，得5185.0=F y 查平衡曲线，得2578.0=F x
kmol
kg M VFm /98.9221.100)5185.01(17.865185.0=⨯-+⨯=
kmol kg M LFm /59.9621.100)2578.01(17.862578.0=⨯-+⨯= ⑶精馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /82.892
98
.9266.86=+=
kmol kg M Lm /976.912
59
.9636.87=+=
提馏段
塔底摩尔质量计算：由023.01w ==y x 查表得：021.0x 1=
kmol kg M VDm /88.9921.100)023.01(17.86023.0=-+⨯= koml kg M LDm /92.9921.100)021.01(17.86021.0=⨯-+⨯=
（4）提馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /43.962
98
.9288.99=+=
kmol kg M Lm
/25.982
59.9692.99=+=
4.平均密度计算
⑴气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
73.3)
15.27325.76(314.882
.897.120=+⨯⨯=
=
RT
PM m mV 精ρ3m /kg
⑵液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算：
i i Lm
a ρρ/1
∑=
①塔顶液相平均密度计算：
由T D =69.5℃，查附表得3/kg 610m lA =ρ 3/5.640m kg lB =ρ
3/1.8135
.04.061096.01
m kg LmD =+=
ρ
②进料板液相平均密度计算
由T F =83℃，查附表得 3/5.597m kg A =ρ 3/3.628m kg B =ρ 3
/73.61873
.6287.05.5973.01
m kg F Lm =+=
ρ
③精馏段液相平均密度为 3/95.6142
73
.61816.611m kg Lm =+=
ρ
5.液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
i i n
i Lm x σσ⨯∑==1
（1）塔顶液相平均表面张力计算
由T D =69.5 ℃，查附表得 m mN A /03.13=σ m mN B /23.15=σ m mN m /11.1323.15)965.01(03.13965.0=⨯-+⨯=顶σ （2）进料板液相平均表面张力计算
由T F =83℃，查附表得 m mN A /46.11=σ m mN B /1.14=σ m mN m /25.131.14)322.01(46.11322.0=⨯-+⨯=进σ （3）精馏段液相平均表面张力为：
m mN m /18.132
25
.1311.13=+=σ
6.液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算：
i i n
i Lm x μμ1=∑=
（1）塔顶液相平均粘度计算
由T D =69.5 ℃，查附表得 s mPa A •=342.0μ s mPa B •=264.0μ s mPa L •=⨯-+⨯=339.0264.0)965.01(342.0965.0顶μ （2）进料板液相平均粘度计算
由T F =83℃，查附表得 s mPa A •=304.0μ s mPa B •=234.0μ
s mPa L •=⨯-+⨯=257.0234.0)322.01(304.0322.0进μ 精馏段液相平均粘度为 s mPa L •=+=
298.02
257
.0339.0μ
（3）求精馏塔的气、液相负荷
h kmol D R V /64.29466.864.3)1(=⨯=+=
s m VM V Vm Vm S /97.173
.3
360082
.8964.29436003=⨯⨯==
ρ
h kmol RD L /98.20766.864.2=⨯==
s m LM L Lm Lm S /0086.095
.6143600976
.9198.20736003=⨯⨯==
ρ
s m L L S h /11.3136002
==
（4）求提馏塔的气、液相负荷
m
m
m
L Lm 3600s )q 1(3600LM s ,q V V VM V F V V L F L L ρρ=
--==
+=-
-
，
s
m V s m L s /99.1/0099.03
3s ==
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
取板间距m H T 30.0=，取板上液层高度m h L 06.0=， 则 m 24.006.03.0=-=-L L h H
056.0)73
.395
.614)(97.10086.0())((21
21==V L S S V L ρρ
查smith 图得20C =0.072,依式校正到物系表面张力为13.18mN/m 时的C 05.0)20
18.13(054.0)20(
2
.02.020===σ
C C
s C
u V V L /m 64.073
.373
.395.61405.0max =-=-=ρρρ 取安全系数为0.70，则空塔气速为：s m u u /84.02.170.070.0max =⨯== m u V D S 3.2448
.097
.144=⨯⨯==
ππ 按标准塔径圆整后为 m D 3.2=
2.精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为 m H N Z T 4.44.0)112()1(=⨯-=-=精精
提馏段有效高度为 m H N Z T 8.24.0)18(1=⨯-=-=
）（馏馏 在进料板上方开一人孔，其高度为0.64m ，故精馏塔的有效高度为 m Z Z Z 84.764.08.24.464.0=++=++=馏精
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。

其尺寸和结构
对塔的性能有着重要影响。

根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。

各项计算如下：
⑴溢流堰长w l
取堰长w l 为0.66D 即
m l w 518.13.266.0=⨯= ⑵溢流堰高度w h 计算如下：
ow L w h h h -=，
由
66.03.2518.1==D l w ， m l L w
h 957.10518.111.315.25.2==査下图知E=1.03
依式 32
)(100084.2w
h ow
l L E h
得 m l L E h w h ow
022.0)518
.111.31(03.1100084.2)(100084.232
32=⨯⨯== 取板上清液层高度m m 60h =L ，故m h w 038.0022.006.0=-=
⑶弓形降液管宽度d W 和降液管面积f A
由66.0=D l w ，査下图得124.0=D W d
，0722.0=T f A A 故 m D W d 285.03.2124.0124.0=⨯==
1548.43.24
14.3422=⨯=∏=
D A T 230.00722.0m A A T f ==
验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 46.100086
.030
.03.0=⨯=
=
S
T f L H A τ(>5s,符合要求)
故降液管设计合理。

⑷降液管底隙高度0h 取液体通过降液管底隙的流速s m u /08.00= 计算 降液管底隙高度0h 即： m u l L h W S 0708.008
.0518.10086
.000=⨯=⨯=
2.塔板布置
取边缘区宽度m W C 035.0=，安定区宽度m W S 065.0= ⑶开孔区面积计算 开孔区面积a A 计算，得
⎥⎦⎤⎢⎣
⎡
+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π ⎥⎦⎤⎢⎣⎡
⨯+-=-115.18.0sin 115.11808.0115.18.021222π 223.3m =
m W W D
x S d 8.0)065.0285.0(15.1)(2=+-=+-=
m W D
R C 115.1035.015.12=-=-=
3.筛孔数n 与开孔率ϕ
本例所处理的物系无腐蚀性，取筛孔孔径mm d 50=，正三角形排列，可
选用mm 3=δ碳钢板，取0.30=d t ，故 孔中心距mm t 0.150.50.3=⨯= 依式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即 %6.3%1000.3326.0%100)(326.0%1002
200=⨯=⨯=⨯=
d t A A ϕ 每层塔板上的开孔面积0A 为
20326.023.3101.0m A A a =⨯==ϕ 气体通过筛孔的气速为 s m A V u S /04.6326
.097
.100===
筛孔数为 个1662423.315101158n 2
3
=⨯⨯=
七、筛板的流体力学验算
1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h
依式 σ
h h h h C P ++=1
⑴干板压降相当的液柱高度c h ，计算如下 依67.1350==d ，査图得78.00=C
m
C u h L
v
c 018.0)95.61473.3()78.004.6(
051.0)()(051.02200===ρρ
⑵气体通过板上液层压降相当的液柱高度1h ，计算如下： s m A A V u f T S a /51.03
.01548.497
.1=-=-=
99.0==V a a u F ρ 由图查取板上液层充气系数61.00=ε 0366.0)(001=+==OW W L h h h h εε ⑶克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh
依式 m gd h L 0017.0005.081.995.6141018.13443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ
气体通过每层塔板的液柱高度P h 可按下式计算： m h P 0563.00017.00366.0018.0=++= 气体通过每层塔板的压降为：
kPa Pa g h P L p P 7.064.33981.995.6140563.0<=⨯⨯==∆ρ （设计允许值）
2.雾沫夹带量V e 的验算
2.36
)(
107.5f
T a
V h H u e -⨯=
-σ
2.33
6)0366.05.23.051
.0(10
18.13107.5⨯-⨯⨯=-- 干气液干气液kg kg kg kg /1.0/0076.0<= 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

3.漏液的验算
对筛板塔，漏液点气速OW u 可由式（5-25）计算：
v
L L OW h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40-+=
s m /77.3= 稳定系数为 )5.1(6.177
.304
.60>===
OW u u K 故在本设计中无明显漏液。

4.液泛验算
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高d H 应服从如下关系： )(w T d h H H +≤ϕ 依式计算，即d L p d h h h H ++= 20)(
153.0h l L h w S d •=m 0009796.0)0708
.0518.10086
.0(153.02=⨯= m h h h H d L P d 117.00009796.006.00563.0=++=++= 正己烷-正庚烷物系属一般物系，取5.0=φ，则
m H H W T 169.0)038.03.0(5.0)(=+=+φ 故)(W T d H H H +<φ，在设计负荷下不会发生泛液。

根据以上塔板的各项流体力学的验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

八、塔板负荷性能图
1.漏液线
漏液线，又称气相负荷下限线。

气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。

3
20
min
/0704.005.0)13.00056.0(4.4S ow w L s OW
V
L L OW L h h h A V u h h C u +=+==-+=，，ρρσ 代入原式得
73
.395.6140017.0)704.00504.0(13.00056.078.04.432
min ,⎥
⎦⎤⎢⎣⎡-++⨯=S S L A V
已算出20326.0m A =，代入整理得
3
2
min ,09152.00104.0432.3S S L V +=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表。

由
此表数据即可作出漏液线（4）。

2.雾沫夹带线
当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。

对于精馏，一般控制ev ≤0.1kg 液/kg 气。

以ev =0.1kg 液/kg 为限,求V s -L s 关系如下: 2
.36
)(
107.5f
T a
v h H u e -⨯=
-σ
由 S S
f T S a V V A A V u 259.03
.01548.4=-=-=
⎥⎦
⎤⎢⎣⎡⨯+=+=-32
3
)3600(1084.2h 5.2)(5.2W S W OW W f l L E h h h
近似取0.1≈E ，m h W 038.0=，m l W 518.1=
323
2326.1095.0)518.13600(1084.2038.05.2S S f L L h +=⎥⎦⎤⎢⎣
⎡⨯+=-
取雾沫夹带极限值干气液kg kg e V /1.0=，已知m /1018.133N -⨯=σ，
m H T 3.0=，代入原式得：
2
.33
2
36)26.1095.03.0259.0(1018.131076.51.0S S L V --⨯⨯=-- 整理得 3
2
57.2632.4S S L V -=
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表。

由此表数据即可作出液沫夹带线（1）.
3.液相负荷下限线
液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。

对于平直堰，取堰上液层高度m 006.0=ow h 作为最小液体负荷标准。

由式（5-7）得
3
2
min ,)3600(100084.2W
S ow
l L E h = 取E=1，则 3
2
min ,)518
.13600(100084.2006.0S L =
整理上式得 s
m L S /1094.1234min ,-⨯=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（5）。

4.液相负荷上限线
该线又称降液管超负荷线。

液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

以s 4=θ作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得 s m A H L f
T S /0225.04
3
.03.03max ,=⨯=
⋅=
θ
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（3）。

5.液泛线
若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。

液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。

为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度d H
联立式得 d OW W P W T h h h h H +++=+)h (φ 近似取0.1≈E ，m l W 518.1=，由式 3
2
3323)518
.13600(1084.2)3600(1084.2S W S OW
L l L E h --⨯=⨯=
故 3
2
505.0S OW L h = σh h h h C P ++=1 L
V S L V C A C V C u h ρρρρ200200)(051.0)()(
051.0== 2
00478.0S V =
3
23
201303.00228.0)505.0038.0(6.0)(S S OW W L L h h h +=+=+=ε 0017.0=σh （已算出）
故 0017
.0303.00228.000478.03
2
2
+++=S S P L V h
3
2
2
303.
00245.000478.0S S L V ++= 2
220245.13)0708
.0518.1(153.0)(
153.0S S W S d L L h l L h =⨯=⨯= 将m H T 3.0=、m h W 038.0=、5.0=φ以及以上式代入得：
2
3
23
22
245.13505.00504.0303.000478.00245.0)038.03.0(5.0S S S S L L L V +++++=+
整理得下式：
223
292.277003.16935.35s V Ls Ls =--
在操作范围内，任取几个s L 值，依上式计算出s V 值，计算结果列于下表：
由此表数据即可作出液泛线(2)
6.操作线
由s m L S /1094.1234min ,-⨯=，s m L S /0225.03max ,=，及S L 与S V 之间的关系可作出筛板塔的负荷性能图：
)s /m /(3s L
)s /m /(3s V
0.0006 6.32 0.0015 6.23 0.0030 6.12 0.0045
6.04
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。

由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。

由图查得
故操作弹性为
667.83
.06
.2min
,max ,==
S S V V 九、设计一览表
十、操作方案的说明：
本设计任务为分离正己-正庚烷烷混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用气液混合进料，降原料液通过预热器加热后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。

冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却送到储罐。

附表
表 1 正己烷和正庚烷的物理性质
项目
分子式
相对分子质量r M
沸点/℃
临界温度c T /℃
临界压强
pc/Mpa
正己烷 146H C 86.17 68.7 507.4 2.93 正庚烷
167H C
100.21
98.4
540.2
2.74
表 2 常压下正己烷-正庚烷的气液平衡数据
温度t/℃ 液相中苯的摩尔分数/x
气相中苯的摩尔分数/y
98.4
0.00
0.00
表3 Antoine 常数值
表4 正己烷与正庚烷的液相密度
表5 液体表面张力
表6 液体粘度
表 7 液体汽化热
总结
通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力，要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。

因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。

工程的设计计算能力和综合评价的能力。

为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。

本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。

工程设计表达能力。

工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流。

因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。

（注：本资料素材和资料部分来自网络，仅供参考。

请预览后才下载，期待您的好评与关注！）。