甲苯―二甲苯雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設計

1、化工原理課程設計甲苯二甲苯雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設計學院、系：_化學工程學院 專業(yè)班級：應用化學13級1班學生姓名：_張寶峰 指導教師：_鐘 聲 成 績： 2016年 7月目 錄一 序3二 原始數據4三 設計計算4 I.工藝設計計算1. 物料衡算42. 塔頂溫度、塔底溫度及最小回流比計算53. 確定最佳操作回流比及塔板層數6 II設備設計計算1. 塔板結構計算122. 溢流堰高度及堰上液層高度的確定143. 板面篩孔布置的設計14四. 水力學性能參數及校核15五. 塔板負荷性能圖17六. 篩板設計計算的主要結果：19七 主要符號說明（略）19八. 主要參考文獻19九. 結束語20一序 混合物的

2、分離是化工生產過程中的重要過程?；旌衔锓譃榫嗪头蔷辔锵?非均相物系的分離主要依靠質點運動與流體流動原理實現分離,而化學工業(yè)中通常遇到的是均相分離,通常有精餾，吸收，萃取和干燥等單元的操作。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種典型單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。按蒸餾方式分為簡單蒸餾，平衡蒸餾，精餾和特殊精餾等。當混合物各組分揮發(fā)度差別很小或形成共沸時，采用精餾。精餾是多級分離過程,即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程,因此可使混合液得到幾乎完全的分離。工業(yè)上以精餾應用最為廣泛。精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和

3、分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。精餾塔是大型的設備組裝件，分為板式塔和填料塔兩大類。一般處理物料量較大時多采用板式塔。板式塔又有篩板塔、泡罩塔、浮閥塔等。本次設計任務為設計一定產品純度的精餾塔，實現甲苯二甲苯的分離。鑒于甲苯二甲苯體系比較易于分離，待處理料液清潔的特點，同時對篩板塔的結構，性能做了較充分的研究，認識到只要設計合理，操作正確，就可以獲得較滿意的塔板效率和一定的操作彈性。設計決定選用篩板塔。 本設計的具體流程：原料液（甲苯和二甲苯，且泡點進料）經預熱器

4、加熱到指定的溫度后，送入塔的進料板上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每層塔板上，回流液體與上升蒸氣互相接觸，進行傳質、傳熱。操作時，連續(xù)地從塔底再沸器取出部分液體作為塔底產品(或為塔釜殘液排出)，部分液體氣化，產生的蒸氣依次上升通過各層塔板。塔頂蒸氣進入冷凝器中被部分(選擇適當的回流比)冷凝，并將部分冷凝液用泵或靠位差送回塔頂作為回流液體，其余部分經冷卻器后被送出作為塔頂產品。本課程設計的主要內容是過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結構設計和校核。設計時間為2016年7月化工原理課程設計二.原始數據1. 設計題目：雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設計2. 原料處理量：

5、1.35×104kg/h3. 原料組成：組分名稱甲苯二甲苯組成（質量分率）0.570.434. 分離要求：（1）：餾出液中低沸點組分的含量不低于0.985（質量分率）。（2）：餾出液中低沸點組分的收率不低于0.98（質量分率）。5. 操作條件：（1）：操作壓力：常壓。（2）：進料及回流狀態(tài)：泡點液體。三設計計算I.工藝設計計算1.物料衡算甲苯的摩爾質量：MA=92kg/kmol二甲苯的摩爾質量：MB=106kg/kmol原料液摩爾分率： 塔頂產品摩爾分率： 原料液的平均摩爾質量：=0.604×92(10.604)×10697.544kg/kmol物料衡算原料處理量

6、： =138.41kmol/h塔頂易揮發(fā)組分回收率： kmol/h總物料衡算： 138.4183.0555.36mol/h 138.41×0.60483.05×0.98755.36× =0.030182.計算確定塔頂溫度、塔底溫度及最小回流比（1）確定操作壓力：塔頂壓力：760塔底壓力：760+25×100=943.8235mmHg（2）計算塔頂溫度（露點溫度）：根據塔頂壓力及塔頂汽相組成用試差法計算塔頂溫度。其中甲苯、二甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計算。l 設=111.27由 得=773.614925 由 得=324.9802 1.01791 =0.0

7、004 =111.27 假設正確，為所求露點溫度。 （3）計算塔底溫度（泡點溫度）根據塔底壓力及塔底殘液組成用試差法計算塔底溫度。其中甲苯、二甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計算。l 設=147.45由 得=1960.547009 由 得=912.50966 =0.0004=147.66 假設正確，為所求泡點溫度。（4）計算最小回流比Rmin： 0.604 3. 計算最佳操作回流比與塔板層數（逐板計算法）a) 列相平衡關系式：b) 列操作線方程：精餾段：提餾段：c) 由塔頂向下逐板計算精餾段的汽、液相組成，即由y1=xD，根據平衡關系計算x1，由操作關系計算y2，由平衡關系計算x2,由平衡關系計算

8、xn，當xnxF時，則n-1即為精餾段的理論板數。d) 由進料口向下逐板計算提餾段的汽、液相組成，即由x0=xF，根據操作關系計算y1，由平衡關系計算x1，由操作關系計算Y2,由平衡關系計算xm，當xmxw時，則m即為提餾段的理論板數。e) 逐板法計算塔板層數：由R=(1.1-2.0)Rmin范圍內，步長為0.1Rmin，逐次增大操作回流比，按上述2-4步計算，具體計算結果如下表：R=1.1Rmin 精餾段：=0.5776+0.4169 提餾段：=1.2816-0.2816精餾段提餾段nxymxy10.97120.987000.6043 20.95150.977910.5922 0.7660

9、30.92750.966520.5716 0.750540.89920.952630.5380 0.7241 50.86700.936340.4864 0.6810 60.83180.917750.4147 0.6149 70.79510.897460.3273 0.5230 80.75850.876270.2364 0.4110 90.72350.855080.1563 0.2945 100.69150.834890.0953 0.1918 110.66350.8163100.05380.1136 120.63990.8002110.02780.0605130.62040.7865140.6

10、0490.7753150.59260.7663=26（包括釜） =15 =11（包括釜）1) R=1.2Rmin 精餾段：=0.5987+0.3961 提餾段：=1.2675-0.2675nxymxy1 0.9712 0.9870 0.6043 2 0.9507 0.9775 1 0.5814 0.7579 3 0.925 0.9653 2 0.5440 0.7289 4 0.8937 0.9499 3 0.4870 0.6815 5 0.8571 0.9311 4 0.4088 0.6092 6 0.8163 0.9092 5 0.3160 0.5101 7 0.7731 0.8848 6

11、0.2228 0.3925 8 0.7298 0.8589 7 0.1436 0.2743 9 0.6888 0.8330 8 0.0854 0.1739 100.6519 0.8085 90.4710.1002110.6203 0.7864 100.02360.0516120.5942 0.7675 =22（包括釜） =12 =10（包括釜）2) R=1.3Rmin 精餾段：=0.6177+0.3773 提餾段：=1.25482-0.25482精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.60432 0.95000.97721 0.57180.7506 3 0.92260.96

12、412 0.52040.7098 4 0.88840.94723 0.44660.6453 5 0.84760.92614 0.35410.5527 6 0.80130.90095 0.25580.4366 7 0.75190.87236 0.16830.3133 8 0.70240.84187 0.10180.2035 9 0.65590.81128 0.05710.1201 10 0.61480.78259 0.02940.0640 110.58030.7571=20（包括釜） =11 =9（包括釜）3) R=1.4Rmin 精餾段：=0.6351+0.3602 提餾段：=1.2433-0

13、.2433精餾段提餾段nxym x x1 0.97120.98700 0.6043 2 0.94960.97701 0.56320.7440 3 0.92070.96322 0.5003 0.6929 4 0.88380.94493 0.4145 0.6147 5 0.83890.92154 0.3142 0.5080 6 0.78720.89295 0.2161 0.3833 7 0.73190.86016 0.1356 0.2613 8 0.67640.82497 0.0786 0.1612 90.62490.78978 0.0422 0.0904 100.58020.757090.020

14、50.0451=19（包括釜） =10 =9（包括釜）4) R=1.5Rmin 精餾段：=0.6509+0.3446 提餾段：=1.2327-0.2327精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98702 0.94800.97670 0.6043 3 0.91510.96231 0.55540.7379 4 0.87050.94272 0.4825 0.6776 5 0.81360.91703 0.3875 0.5878 6 0.74640.88524 0.2829 0.4707 7 0.67390.848250.1872 0.3417 8 0.60300.80846 0.11340.22

15、37 90.53990.76887 0.0636 0.1328 80.03300.071490.01520.0337=18（包括釜） =9 =9（包括釜）5) R=1.6Rmin 精餾段：=0.6654+0.3302 提餾段：=1.2230-0.2230精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.6043 2 0.94850.97651 0.5483 0.73233 0.91700.96142 0.4671 0.6639 4 0.87500.94043 0.3651 0.5645 5 0.82230.91254 0.2583 0.4398 6 0.76050.87745 0.1

16、657 0.3092 7 0.69390.83636 0.0975 0.1959 80.62820.79207 0.0532 0.1125 90.5686 0.74828 0.0267 0.0583 =17（包括釜） =9 =8（包括釜）6) R=1.7Rmin 精餾段：=0.6788+0.3170 提餾段：=1.2141-0.2141精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.60432 0.94810.97631 0.5418 0.7272 3 0.91540.96062 0.4532 0.6513 4 0.87110.93843 0.3459 0.5438 5 0.814

17、60.90834 0.2383 0.4135 6 0.74810.87005 0.1490 0.2829 70.67620.82486 0.0857 0.1744 80.60580.77607 0.0458 0.0976 90.54320.728380.02240.0491=17（包括釜） =9 =8（包括釜）7) R=1.8Rmin 精餾段：=0.6911+0.3049 提餾段：=1.2059-0.2059精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.6043 2 0.94770.97611 0.5360 0.7225 3 0.91370.95982 0.4410 0.6401

18、 4 0.86700.93633 0.3296 0.5256 5 0.80700.90414 0.2219 0.3913 6 0.73580.86265 0.1357 0.2614 70.65920.813460.0765 0.1574 80.58490.76057 0.0401 0.0860 80.01910.0421=16（包括釜） =8 =8（包括釜）8) R=1.9Rmin 精餾段：=0.7025+0.2936 提餾段：=1.19829-0.19829精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.6043 2 0.94730.97591 0.5305 0.7181 3 0

19、.91230.95912 0.4300 0.6297 4 0.86360.93453 0.3153 0.5093 5 0.80020.90034 0.2080 0.3718 6 0.72470.85585 0.1248 0.2433 70.64350.802760.0692 0.1436 80.56540.745770.03560.076980.01660.0367=16（包括釜） =8 =8（包括釜）9) R=2.0Rmin 精餾段：=0.7131+0.2831 提餾段：=1.1912-0.1912精餾段提餾段nxymxy1 0.97120.98700 0.60432 0.94680.975

20、31 0.5256 0.7141 3 0.91070.95672 0.4202 0.6203 4 0.85990.92813 0.3029 0.4948 5 0.79330.88674 0.1963 0.3550 6 0.71370.83135 0.1159 0.2281 70.62830.76456 0.0634 0.1323 80.54690.693570.03220.069880.01470.0326=16（包括釜） =8 =8（包括釜）f) 對上表塔板數列表：R=nRmin1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.0 精鎦段15 12 1110 9 9

21、 9 8 8 8 提鎦段11 10 9 9 9 8 8 8 8 8 N（不含塔釜）26 22 20 19 18 17 17 16 16 16 g) 繪制R-NT曲線，確定最佳操作回流比及最佳理論板數：本題取回流比 =17（包括釜） =9 =8（包括釜） h) 查取塔板效率： i) 計算全塔理論板數：塊=28塊II.設備設計計算1.計算確定塔板間距，塔徑及塔板結構計算（設計塔頂第一塊板）1. 計算塔頂實際的汽液相體積流量： （1）液相體積流量計算：869-0.978×(128.51-20)=762.88kg/864-0.875×(128.51-20)=769.05 kg/ k

22、g/ kg/kmol（2） 汽相體積流量計算： kg/ kg/ kg/=0.987×92(10.987)×10692.182kg/kmol2. 選取塔板間距： 選取塔板間距0.45m 兩板間有人孔0.7m3. 計算液汽動能參數C：液氣動能參數：選取板上液層高度=0.05m，則-=0.45-0.05=0.40m查史密斯關聯(lián)圖，查得汽相負荷參數0.084 液體表面張力的計算：28.53-0.113(128.51-20)=16.27 dyne/cm28.99-0.109(128.51-20)=17.16dyne/cm16.270.987+17.16(1-0.987)=16.28

23、dyne/cm4. 計算液泛速度：m/s5. 空塔氣速：取安全系數為0.7，則空塔氣速=0.7=0.71.34=0.938m/s6. 選取溢流方式及堰長同塔徑的比值:選用單溢流弓形降液管，取=0.7。查弓形降液管的參數圖，查取降液管面積同塔截面積的比值及降液管寬度同塔徑的比值=0.14。7. 計算塔徑: 截塔面積：塔徑： 按標準塔徑圓整后D=2.0m。8. 計算塔徑圓整后的實際氣速:m/s液泛分率：m/s 在（0.60.8）范圍內 9. 在D=2.0m時，塔板結構尺寸: 堰長：m 降液管寬度：=0.14D=0.142.0=0.28m 降液管面積：2.溢流堰高度及堰上液層高度的確定選取溢流堰高度

24、=50mm =8.6 =0.7查取液流收縮系數圖，得液流收縮系數E=1.011 選用平直堰，堰上液層高度=0.0028E0.015m=+=50+20=65mm3.板面篩孔布置的設計： 1. 選取篩孔直徑do=5mm，篩孔按正三角形排列，=3,孔中心距t=3d0=3×5=15mm選塔板厚度=3.5mm（碳鋼板）。2. 計算開孔區(qū)面積：=2=3.1422×0.27642.590m2開孔率： =0.907=0.907×=0.101=10.1%3. 開孔面積：=0.101×2.590=0.2616m25.氣體通過篩孔的流速：=8.746.孔個數N=13329.9

25、4個四水力學性能參數計算及校核1. 液沫夾帶分率的檢驗：=0.0110.1故在本設計液沫夾帶量在允許范圍內。2. 塔板壓降：1) 干板壓降： 由 故=5/3.5=1.43,查干篩孔的流量系數表，得孔流系數=0.64=0.0347m2) 液層靜壓降：對單溢流板：通過有效傳質區(qū)的氣速：氣相動能因子：查充氣系數關聯(lián)圖，得充氣系數=0.58。 =0.58×0.065=0.038m3) 液層表面張力壓降: 0.00174m4) 單板總壓降: =0.0347+0.038+0.00174=0.07444m3. 液面落差的校驗： 對于篩板塔，液面落差很小,本設計塔徑和液流量均不大，可忽略液面落差影響

26、。4. 塔板漏液狀況的校驗:1)產生漏液的干板壓降 =0.0084m2)工作狀態(tài)下 穩(wěn)定系數=2.03>1.5故不會產生嚴重漏液。5. 降液管液泛情況的校驗：(1) 選取降液管下緣至下層塔板的距離=20mm：則降液管下緣縫隙通道的截面積=0.02×1.40=0.028m2(2)液體流出降液管的阻力損失： (3) 計算降液管內的清液層高度及泡沫層高度： =0.02+0.038=0.058m= +=0.058+0.050+0.020+0+0.005570.13357m甲苯二甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則=(4) 校核： +=0.45+0.05=0.5m 故在本設計中不會發(fā)生液泛

27、現象。6. 液體在降液管內停留時間的校驗：>4s故降液管設計合理。五. 繪制塔板負荷性能圖(一) 負荷性能圖：1.最大汽相負荷線（最大允許液沫夾帶線） = =19628.00-341.522.最大液相負荷線（最小允許降液管內液體停留時間線）VL=1200Ad*Hd=1200*0.2764*0.13357=44.3023.最小液相負荷線（最小允許堰上液層高度線）: =4.394.最小汽相負荷線（最大允許漏液線）=36186.725.降液管液泛線: =36186.72根據以上各線方程，可作出篩板的負荷性能圖。（如圖）最大氣相負荷線最小氣相負荷線最大液相負荷線最小液相負荷線降液管液泛線VG=1

28、9628.00-341.52VG =36186.72VL=44.302VL =4.39VG =36186.72VVGVGVLVLVG019628.003690.3444.34.3914963.99518629.393993.8044.34.3913967.501018042.804161.7444.34.3913306.101517550.814297.5544.34.3912680.152017111.704415.2544.34.3912046.032516708.054520.7244.34.3911380.773016330.664617.1544.34.3910666.1735159

29、73.784706.5344.34.399883.324015633.564790.1944.34.399008.394515307.264869.0744.34.398006.445014992.864943.8844.34.396817.50(二)操作性能的評定：1) 本設計的操作條件為=20.00,=8228.87，在負荷性能圖上作出操作點P（,），連接OP，即作出操作線。2) 根據操作線同負荷性能圖的交點及設計工作點的坐標，計算下列參數：根據負荷性能圖及操作線的交點，可以看出從圖上讀出: =15.95×103, =4.05×103,=36.05, =9.25A. 操

30、作彈性系數（極限負荷比）：按汽相負荷計算：=15.95/4.05=3.94按液相負荷計算：=36.05/9.25=3.9B. 設計工作點的安定系數（設計負荷對極限之比）：對汽相負荷上限：=15.95/8.228=1.94對汽相負荷下限： =8.228/4.05=2.03對液相負荷上限：=36.05/20=1.8對液相負荷下限：=20/9.25=2.16六篩板設計計算的主要結果：篩板塔設計計算結果項目數值項目數值氣相流量Vh，m3/h8228.87堰上方液層高度how，m0.015液相流量Lh，m3/h20.00板上液層高度hL，m0.065實際塔板數28孔中心距t，m0.015塔板間距HT，m0.45開孔率，%10.1塔徑D，m2.0開孔區(qū)面積A0，m20.2143溢流形式單溢流空塔氣速，m/s0.938降液管形式弓形降液管中液體停留時間6.65堰長lw，m1.40穩(wěn)定系數k2.03堰高hw，m0.05液沫夾帶，kg液/kg氣0.011七. 主要符號說明（略）八. 參考文獻：1. 化工原理上下冊（譚天恩等編著）2. 化學工程手冊第13篇氣液傳質