双组分连续精馏筛板塔的设计--毕业论文.doc

辽 宁 科 技 大 学课程设计说明书设计题目： 化 工 原 理 课 程 设 计 双组分连续精馏筛板塔的设计 学院、系： 化 学 工 程 学 院 专业班级： 应化13-1班 学生姓名： 指导教师： 成 绩： 2016 年 7 月 8日目 录 一 序2二 原始数据3三 设计计算3四 物料衡算3五 塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算4六 确定最佳操作回流比及塔板层数5七 塔板结构计算10八 溢流堰高度及堰上液层高度的确定12九 板面筛孔布置的设计12十 水力学性能参数及校核13十一塔板负荷性能图14十二筛板设计计算的主要结果：17十三主要符号说明（略）18十四. 主要参考文献18十五 双组分连续精馏的流程图19十六 结束语20序 混合物的分离是化工生产过程中的重要过程。混合物分为均相和非均相物系,非均相物系的分离主要依靠质点运动与流体流动原理实现分离,而化学工业中通常遇到的是均相分离,通常有精馏，吸收，萃取和干燥等单元的操作。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种典型单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。按蒸馏方式分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。当混合物各组分挥发度差别很小或形成共沸时，采用精馏。精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程,因此可使混合液得到几乎完全的分离。工业上以精馏应用最为广泛。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。一般处理物料量较大时多采用板式塔。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。本次设计任务为设计一定产品纯度的精馏塔，实现二甲苯三甲苯的分离。鉴于二甲苯三甲苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，同时对筛板塔的结构，性能做了较充分的研究，认识到只要设计合理，操作正确，就可以获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性。设计决定选用筛板塔。 本设计的具体流程：原料液（二甲苯和三甲苯，且泡点进料）经预热器加热到指定的温度后，送入塔的进料板上与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板下降，最后流入塔的再沸器中。在每层塔板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行传质、传热。操作时，连续地从塔底再沸器取出部分液体作为塔底产品(或为塔釜残液排出)，部分液体气化，产生的蒸气依次上升通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中被部分(选择适当的回流比)冷凝，并将部分冷凝液用泵或靠位差送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。设计时间为2016年7月化工原理课程设计.原始数据1. 设计题目：双组分连续精馏筛板塔的设计2. 原料处理量：1.6104kg/h3. 原料组成：组分名称二甲苯三甲苯组成（质量分率）0.440.564. 分离要求：（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于0.975（质量分率）。（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于0.965（质量分率）。5. 操作条件：（1）：操作压力：常压。（2）：进料及回流状态：泡点液体。.设计计算一、 物料衡算二甲苯的摩尔质量：MA=106kg/kmol三甲苯的摩尔质量：MB=120kg/kmol原料液摩尔分率： 塔顶产品摩尔分率： 原料液的平均摩尔质量：=0.4708106(10.4708)120113.4088kg/kmol物料衡算原料处理量： kmol/h塔顶易挥发组分回收率： D=65.54kmol/h总物料衡算： 141.0865.5475.54kmol/h 141.08 0.470865.540.977975.54 =0.03083二、 塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算（1）确定操作压力：塔顶压力：760塔底压力：760+25100/13.6 mmHg =943.8235mmHg（2）计算塔顶温度（露点温度）：根据塔顶压力及塔顶汽相组成用试差法计算塔顶温度。其中二甲苯、三甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。l 设=141.49由 得=781.1904由 得=348.2324 =0.0004 =141.5 假设正确，为所求露点温度。（3）计算塔底温度（泡点温度）根据塔底压力及塔底残液组成用试差法计算塔底温度。其中二甲苯、三甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。l 设=177.67由 得=1867.9984由 得=914.4342 =0.0004=177.67 假设正确，为所求泡点温度。（4）计算最小回流比Rmin： 0.4708 三、 确定最佳操作回流比与塔板层数1. 列相平衡关系式：2. 列操作线方程：精馏段：提馏段：3. 由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成，即由y1=xD，根据平衡关系计算x1，由操作关系计算y2，由平衡关系计算x2,由平衡关系计算xn，当xnxF时，则n-1即为精馏段的理论板数。4. 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成，即由x1=xn，根据操作关系计算y2，由平衡关系计算x2，由操作关系计算y3,由平衡关系计算xm，当xmxZw时，则m即为提馏段的理论板数。5. 逐板法计算塔板层数：由R=(1.1-2.0)Rmin范围内，步长为0.1Rmin，逐次增大操作回流比，具体计算结果如下表：1) R=1.1Rmin 精馏段：=0.6573+0.33512) 提馏段：=1.3873-0.0086.3) 精馏段 （包含加料板）： n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9621 x=0.9223 n=3 y=0.9414 x=0.8824 n=4 y=0.9152 x=0.8345 n=5 y=0.8837 x=0.7803 n=6 y=0.8481 x=0.7229 n=7 y=0.8104 x=0.6664 n=8 y=0.7733 x=0.6145 n=9 y=0.7392 x=0.5698 n=10 y=0.7098 x=0.5334 n=11 y=0.6859 x=0.5051 n=12 y=0.6674 x=0.4839 n=13 y=0.6534 x=0.4683 提馏段 提馏段（包含釜）： m=0 x=0.4708 m=1 y=0.6448 x=0.459 m=2 y=0.6284 x=0.4414 m=3 y=0.6038 x=0.4159 m=4 y=0.5682 x=0.3808 m=5 y=0.5192 x=0.3354 m=6 y=0.4559 x=0.2814 m=7 y=0.3805 x=0.223 m=8 y=0.299 x=0.1662 m=9 y=0.2197 x=0.1163 m=10 y=0.1501 x=0.0762 m=11 y=0.0941 x=0.0463 m=12 y=0.0524 x=0.0252=24（包括釜） =12 =12（包括釜）4) R=1.2Rmin 精馏段：=0.6767+0.3162 提馏段：=1.3655-0.0081精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9617 x=0.9215 n=3 y=0.9398 x=0.8794 n=4 y=0.9113 x=0.8276 n=5 y=0.8763 x=0.768 n=6 y=0.836 x=0.7043 n=7 y=0.7929 x=0.6415 n=8 y=0.7504 x=0.5842 n=9 y=0.7117 x=0.5357 n=10 y=0.6789 x=0.497 n=11 y=0.6527 x=0.4676 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.635 x=0.4484 m=2 y=0.6043 x=0.4164 m=3 y=0.5603 x=0.3732 m=4 y=0.501 x=0.3193 m=5 y=0.427 x=0.2583 m=6 y=0.3432 x=0.1963 m=7 y=0.2581 x=0.1398 m=8 y=0.1805 x=0.0933 m=9 y=0.1166 x=0.0581 m=10 y=0.0683 x=0.0331 m=11 y=0.0339 x=0.0161 =21（包括釜） =10 =11（包括釜）5) R=1.3Rmin 精馏段：=0.6939+0.2993 提馏段：=1.3460-0.0077 精馏段（包含加料板）： n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9613 x=0.9207 n=3 y=0.9382 x=0.8765 n=4 y=0.9076 x=0.8211 n=5 y=0.8692 x=0.7564 n=6 y=0.8243 x=0.6867 n=7 y=0.776 x=0.6181 n=8 y=0.7284 x=0.5562 n=9 y=0.6855 x=0.5046 n=10 y=0.6497 x=0.4643 提馏段（包含釜）： m=0 x=0.4708 m=1 y=0.6263 x=0.4392 m=2 y=0.5835 x=0.3956 m=3 y=0.5245 x=0.3401 m=4 y=0.4494 x=0.2761 m=5 y=0.3628 x=0.2101 m=6 y=0.2734 x=0.1495 m=7 y=0.1914 x=0.0996 m=8 y=0.1239 x=0.062 m=9 y=0.073 x=0.0355 m=10 y=0.0372 x=0.0177 =19（包括釜） =9 =10（包括釜）6) R=1.4Rmin 精馏段：=0.7094+0.2841 提馏段：=1.3284-0.0073 精馏段（包含加料板）： n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9609 x=0.9199 n=3 y=0.9368 x=0.8738 n=4 y=0.9041 x=0.815 n=5 y=0.8624 x=0.7455 n=6 y=0.8131 x=0.6703 n=7 y=0.7598 x=0.5965 n=8 y=0.7075 x=0.5306 n=9 y=0.6608 x=0.4765 n=10 y=0.6224 x=0.4351 提馏段（包含釜）： m=0 x=0.4708 m=1 y=0.6184 x=0.4309 m=2 y=0.5651 x=0.3778 m=3 y=0.4942 x=0.3135 m=4 y=0.4083 x=0.2438 m=5 y=0.3152 x=0.177 m=6 y=0.226 x=0.1201 m=7 y=0.15 x=0.0762 m=8 y=0.0914 x=0.0449 m=9 y=0.0496 x=0.0238 =18（包括釜） = 9 =9（包括釜）7) R=1.5Rmin 精馏段：=0.7235+0.2704 提馏段：=1.3126-0.0069 精馏段（包含加料板）： n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9605 x=0.9191 n=3 y=0.9354 x=0.8712 n=4 y=0.9008 x=0.8093 n=5 y=0.856 x=0.7353 n=6 y=0.8025 x=0.655 n=7 y=0.7444 x=0.5764 n=8 y=0.6876 x=0.507 n=9 y=0.6374 x=0.451 提馏段（包含釜）： m=0 x=0.4708 m=1 y=0.6113 x=0.4236 m=2 y=0.549 x=0.3626 m=3 y=0.4685 x=0.2917 m=4 y=0.375 x=0.219 m=5 y=0.2791 x=0.1532 m=6 y=0.1923 x=0.1001 m=7 y=0.1222 x=0.0611 m=8 y=0.0708 x=0.0344 m=9 y=0.0355 x=0.0169 =17（包括釜） =8 =9（包括釜）8) R=1.6Rmin 精馏段：=0.7362+0.2580 提馏段：=1.2982-0.0066精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9602 x=0.9185 n=3 y=0.9342 x=0.869 n=4 y=0.8978 x=0.8041 n=5 y=0.85 x=0.7259 n=6 y=0.7925 x=0.6409 n=7 y=0.73 x=0.5582 n=8 y=0.6691 x=0.4858 n=9 y=0.6158 x=0.4282 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.6048 x=0.417 m=2 y=0.5346 x=0.3493 m=3 y=0.4463 x=0.2736 m=4 y=0.3475 x=0.1993 m=5 y=0.2506 x=0.1351 m=6 y=0.1669 x=0.0856 m=7 y=0.1023 x=0.0506 m=8 y=0.0566 x=0.0273 N=16（包括釜） =8 =8（包括釜）9) R=1.7Rmin 精馏段：=0.7479+0.2466 提馏段：=1.28951-0.0063精馏段（包含加料板）： n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.96 x=0.9181 n=3 y=0.9332 x=0.8672 n=4 y=0.8952 x=0.7997 n=5 y=0.8447 x=0.7176 n=6 y=0.7834 x=0.6283 n=7 y=0.7166 x=0.5416 n=8 y=0.6518 x=0.4666 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.5989 x=0.411 m=2 y=0.5217 x=0.3376 m=3 y=0.4269 x=0.2582 m=4 y=0.3244 x=0.1833 m=5 y=0.2277 x=0.1211 m=6 y=0.1474 x=0.0747 m=7 y=0.0875 x=0.0429 m=8 y=0.0464 x=0.0222=15（包括釜） =7 =8（包括釜）10) R=1.8Rmin 精馏段：=0.7584+0.2363 提馏段：=1.2731-0.0061精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9597 x=0.9175 n=3 y=0.9321 x=0.8651 n=4 y=0.8924 x=0.7949 n=5 y=0.8392 x=0.7092 n=6 y=0.7742 x=0.6157 n=7 y=0.7034 x=0.5257 n=8 y=0.6351 x=0.4485 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.5935 x=0.4056 m=2 y=0.5101 x=0.3273 m=3 y=0.41 x=0.2451 m=4 y=0.3049 x=0.1701 m=5 y=0.2089 x=0.1098 m=6 y=0.1318 x=0.0662 m=7 y=0.0761 x=0.0371 m=8 y=0.0388 x=0.0185 =15（包括釜） =7 =8（包括釜）11) R=1.9Rmin 精馏段：=0.7682+0.2267 提馏段：=1.2620-0.0058精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9595 x=0.9172 n=3 y=0.9313 x=0.8637 n=4 y=0.8902 x=0.7912 n=5 y=0.8346 x=0.7022 n=6 y=0.7662 x=0.605 n=7 y=0.6916 x=0.5117 n=8 y=0.62 x=0.4326 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.5886 x=0.4007 m=2 y=0.4997 x=0.3182 m=3 y=0.3951 x=0.2338 m=4 y=0.2881 x=0.159 m=5 y=0.1933 x=0.1007 m=6 y=0.1194 x=0.0596 m=7 y=0.0673 x=0.0326 m=8 y=0.0331 x=0.0157=15（包括釜） =7 =8（包括釜）12) R=2.0Rmin 精馏段：=0.7772+0.2179 提馏段：=1.2519-0.0056精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779 x=0.9539 n=2 y=0.9593 x=0.9168 n=3 y=0.9304 x=0.862 n=4 y=0.8879 x=0.7873 n=5 y=0.8298 x=0.695 n=6 y=0.7581 x=0.5942 n=7 y=0.6798 x=0.498 n=8 y=0.6051 x=0.4173 提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.584 x=0.3961 m=2 y=0.4901 x=0.3099 m=3 y=0.3817 x=0.2239 m=4 y=0.2736 x=0.1497 m=5 y=0.1803 x=0.0932 m=6 y=0.1092 x=0.0542 m=7 y=0.0602 x=0.0291 =14（包括釜） =7 =7（包括釜）6. 对上表塔板数列表：R=nRmin1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.0精馏段12 109988 7777提馏段1211109988887N(含釜)242119181716151515147. 绘制R-NT曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数：本题取回流比 R1.6 =16（包括釜） =8 =8（包括釜）8. 查取塔板效率： 9. 计算全塔理论板数： 取25块四、 塔板结构计算（设计塔顶第一块板）1. 计算塔顶实际的汽液相体积流量： （1）液相体积流量计算：864-0.875(141.49-20)=757.6875kg/878-0.707(141.49-20)=792.0995 kg/ kg/ kg/kmol（2） 汽相体积流量计算： kg/ kg/ kg/=0.9779106(10.9779)120106.3094kg/kmol2. 选取塔板间距： 选取塔板间距0.45m 两板间有人孔0.7m3. 计算液汽动能参数C：液气动能参数：选取板上液层高度=0.05m，则-=0.45-0.05=0.40m查史密斯关联图，查得汽相负荷参数0.084 液体表面张力的计算：28.99-0.109(141.5-20)=15.7465dyne/cm28.93-0.101(141.5-20)=16.6585 dyne/cm15.74650.9779+16.6585(1-0.9779)=15.7667yne/cm4. 计算液泛速度：km/s5. 空塔气速：取安全系数为0.7，则空塔气速=0.7=0.71.2459=0.8721m/s6. 选取溢流方式及堰长同塔径的比值:选用单溢流弓形降液管，取=0.7。查弓形降液管的参数图，查取降液管面积同塔截面积的比值及降液管宽度同塔径的比值=0.14。7. 计算塔径: 截塔面积：塔径： 按标准塔径圆整后D=1.9m8. 计算塔径圆整后的实际气速:m/s液泛分率：m/s 在（0.60.8）范围内 9. 在D=1.9m时，塔板结构尺寸: 堰长：m 降液管宽度：=0.14D=0.141.8=0.266m 降液管面积：五. 溢流堰高度及堰上液层高度的确定选取溢流堰高度=50mm ,=0.7查取液流收缩系数图，得液流收缩系数E=1.020 选用平直堰，堰上液层高度=0.0028E0.0028 0.0174m=+=0.05+0.0174=67.4m六. 板面筛孔布置的设计： 1. 选取筛孔直径do=5mm，筛孔按正三角形排列，=3,孔中心距t=3d0=35=15mm选塔板厚度=3.5mm（碳钢板）。2. 计算开孔区面积：=2=2.835320.24952.3363m23. 开孔率： =0.907=0.907=0.1008=10.08%4. 开孔面积：=0.10082.3363=0.2354m25.气体通过筛孔的流速：=9.16066.孔个数N=11990个七 学性能参数计算及校核1. 液沫夹带分率的检验：=0.01070.1故在本设计液沫夹带量在允许范围内。2. 塔板压降：1) 干板压降：查表得孔流系数=0.79=0.0282m2) 液层静压降：对单溢流板：查充气系数关联图，得充气系数=0.61。 =0.610.0674=0.0411m3) 液层表面张力压降: 0.0017m4) 单板总压降: =0.0282+0.0411+0.0017=0.0710m3. 液面落差的校验： 对于筛板塔，液面落差很小,本设计塔径和液流量均不大，可忽略液面落差影响。4. 塔板漏液状况的校验:1)产生漏液的干板压降 =0.0085m2)工作状态下 稳定系数=1.82141.5故不会产生严重漏液。5. 降液管液泛情况的校验：(1) 选取降液管下缘至下层塔板的距离=20mm：则降液管下缘缝隙通道的截面积=0.021.33=0.0266m2(2)液体流出降液管的阻力损失： (3) 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度： =0.0282+0.0411=0.0699m= +=0.0699+0.05+0.0174+0.00002456+0.00860.1459m二甲苯三甲苯物系属一般物系，取=0.5，则=(4) 校核： +=0.45+0.05=0.5m 故在本设计中不会发生液泛现象。6. 液体在降液管内停留时间的校验：5s故降液管设计合理。八. 塔板负荷性能图(一) 负荷性能图：1. 最大气相负荷线: = =17532.6185-318.487005101520253017532.618516601.356916054.3328 15595.516215185.986214809.592914457.66032. 最大液相负荷线: 以=3s作为液体在降液管中停留时间的下限， 3. 最小液相负荷线: =4.04994. 最小气相负荷线:=46220.44060510152025304713.57864913.30025020.82505126.09485208.77915269.94115350.40285. 降液管液泛线: =46220.440605101520253019029.130018372.261817930.910017496.741517045.256316562.145416037.8935根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。（如图）(二)操作性能的评定：1) 本设计的操作条件为=23.5242,=7763.0257，在负荷性能图上作出操作点P（,），连接OP，即作出操作线。2) 根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标，计算下列参数：根据负荷性能图及操作线的交点，可以看出从图上读出: =9437.25, =4966.96,=30.12, =15.06A. 操作弹性系数（极限负荷比）：按汽相负荷计算：=按液相负荷计算：=B. 设计工作点的安定系数（设计负荷对极限之比）：对汽相负荷上限：=对汽相负荷下限： =对液相负荷上限：=对液相负荷下限：=九筛板设计计算的主要结果：筛板塔设计计算结果项目数值项目数值气相流量Vh，m3/h7763.0257堰上方液层高度how，m0.0174液相流量Lh，m3/h