二甲苯三甲苯.doc

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：1.46104kg/h3. 原料组成：组分名称二甲苯三甲苯组成（质量分率）0.564. 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0.974（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：=0.59106(10.59)120111.74 kg/kmol物料衡算原料处理量：=131kmol/h塔顶易挥发组分回收率： kmol/h总物料衡算： 13176.98254.018kmol/h 1310.5976.9820.977954.018 =0.0372二、 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=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=141.28由 得=776.6378由 得=345.9854 =0.0004 =141.28 假设不正确l 设=141.48由 得=780.7756由 得=348.0276 =0.0004 =141.48 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。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。l 设=179.04由 得=1924.6524由 得=945.1788 =0.0004 =179.04 假设不正确。l 设=177.41由 得=1857.3944由 得=908.6896 =0.0004=177.41 假设正确，为所求泡点温度。（4）计算最小回流比Rmin： 0.59 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xmxw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，按上述2-4步计算，具体计算结果如下表：1) R=1.1Rmin 精馏段：=0.598+0.3935 提馏段：=1.2824-0.0105精馏段提馏段nxymxy10.95390.977910.57920.746620.92580.963920.56100.732330.89330.947130.53240.708940.85710.927740.48940.672250.81840.906050.42950.617160.77890.882960.35450.540370.74050.859370.27190.444180.70480.836380.19270.338290.67300.815090.12660.2366100.64570.7960100.07720.1519110.62310.7796110.04340.0885120.60480.7661120.21060.0452130.59040.7552140.57920.7466=25（包括釜） =13 =12（包括釜）2) R=1.2Rmin 精馏段：=0.618+0.3732 提馏段：=1.2678-0.0100精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.9779 10.5774 0.7452 20.9234 0.9627 20.5483 0.7220 30.8871 0.9439 30.5041 0.6851 40.8457 0.9214 40.4422 0.6291 50.8007 0.8958 50.3641 0.5506 60.7546 0.8680 60.2779 0.4516 70.7097 0.8395 70.1956 0.3423 80.6684 0.8118 80.1274 0.2380 90.6322 0.7863 90.0770 0.1515 100.6019 0.7639 100.0429 0.0876 110.5774 0.7452 110.0213 0.0444 =21（包括釜） =10 =11（包括釜）3) R=1.3Rmin 精馏段：=0.637+0.3550 提馏段：=1.2547-0.0095精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.9779 10.5709 0.740120.9233 0.9626 20.52970.7068 30.8857 0.9431 30.47030.6551 40.8417 0.9192 40.39280.5806 50.7928 0.8912 50.30420.4833 60.7417 0.8600 60.21690.3722 70.6914 0.8275 70.14270.2626 80.6450 0.7954 80.08710.1695 90.6045 0.7659 90.04920.0998 100.5709 0.7401 100.02510.0522 =19（包括釜） =9 =10（包括釜）4) R=1.4Rmin 精馏段：=0.654+0.3384 提馏段：=1.2428-0.0090精馏段提馏段 nxymxy10.9539 0.9779 10.57530.7436 20.9225 0.9623 20.82880.7059 30.8831 0.9417 30.46261.0210 40.83590.9159 40.37860.5659 50.78210.8851 50.28590.4615 60.72620.8499 60.19850.3463 70.67060.8133 70.12720.2377 80.61950.7770 80.07570.1491 90.57530.7436 90.04160.0851 100.02040.0427 =18（包括釜） =8 =10（包括釜）5) R=1.5Rmin 精馏段：=0.669+0.3233 提馏段：=1.2320-0.0086精馏段提馏段 nxymxy10.9539 0.9779 10.5441 0.7186 20.9210 0.9615 20.4775 0.6617 30.8788 0.9394 30.3919 0.5797 40.8274 0.9112 40.2965 0.4742 50.7689 0.8768 50.2058 0.3567 60.7069 0.8377 60.1316 0.2449 70.6461 0.7962 70.0782 0.1535 80.5909 0.7555 80.0430 0.0877 90.5441 0.7186 90.0212 0.0444 =17（包括釜） =8 =9（包括釜）6) R=1.6Rmin 精馏段：=0.684+0.3095 提馏段：=1.2221-0.0083精馏段提馏段nxymxy10.95390.977910.57720.744920.92200.962020.51810.697130.88010.940130.43770.624940.82790.911540.3420.526650.76720.875850.24490.409760.70170.834360.16090.291070.63660.789570.09780.188380.57720.744980.05530.111290.02860.0593=16（包括釜） =7 =9（包括釜）7) R=1.7Rmin 精馏段：=0.697+0.2968 提馏段：=1.2130-0.0079精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.977910.55610.728320.9214 0.961720.48310.666630.8780 0.939030.39030.578140.8231 0.908840.28930.465550.7586 0.870550.19610.343060.6886 0.825560.12250.230070.6191 0.776870.07110.140780.5561 0.728380.03820.078390.01830.0384=16（包括釜） =7 =9（包括釜）8) R=1.8Rmin 精馏段：=0.708+0.2851 提馏段：=1.2046-0.0076精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.977910.5270 0.704520.9190 0.960520.4402 0.627230.8719 0.935830.3385 0.522740.8121 0.902440.2376 0.400250.7417 0.860150.1529 0.278660.6662 0.810260.0911 0.176670.5924 0.756870.0505 0.102180.5270 0.704580.0257 0.0532=15（包括釜） =7 =8（包括釜）9) R=1.9Rmin 精馏段：=0.719+0.2743 提馏段：=1.1968-0.0073精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.977910.5764 0.744420.9184 0.960220.5012 0.682530.8699 0.934630.4046 0.592540.8074 0.899840.2988 0.476950.7335 0.854850.2012 0.350360.6538 0.801760.1246 0.233570.5764 0.744470.0717 0.141880.0382 0.078590.0184 0.0384=15（包括釜） =6 =9（包括釜）10) R=2.0Rmin 精馏段：=0.730+0.2643 提馏段：=1.1896-0.0071精馏段提馏段nxymxy10.9539 0.977910.5699 0.739220.9194 0.960620.4878 0.670930.8714 0.935530.3855 0.573240.8086 0.900440.2778 0.451550.7330 0.854650.1826 0.323460.6506 0.799460.1105 0.210170.5699 0.739270.0623 0.124480.0324 0.0670=14（包括釜） =6 =8（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131098877766提馏段12111010999898N(含釜)252119181716161515147. 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 =17（包括釜） =8 =9（包括釜）8. 查取塔板效率： 9. 计算全塔理论板数： 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：液相：864-0.875(141.48-20)=757.71Kg/汽相：878-0.707(141.48-20)=792.11 Kg/液相密度计算： Kg/汽相密度计算：=0.9779106(10.9779)120106.3094 kg/kmol Kg/2. 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(141.48-20)=15.75dyne/cm28.93-0.101(141.48-20)=16.66dyne/cm15.750.9779+16.66(1-0.9779)=15.77dyne/cm4. 计算液泛速度：m/s5. 空塔气速：取安全系数为0.7，则空塔气速=0.7=0.71.25=0.875m/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=0.088，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=1.8m。8. 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=1.8m时，塔板结构尺寸： 堰长：m 降液管宽度：=0.14D=0.141.8=0.252m 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 =12.3 =0.7查取液流收缩系数图，得液流收缩系数E=1.023 选用平直堰，堰上液层高度=0.0028E0.019=+=50+19=69mm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=2.5420.22352.093m23. 开孔率： =0.907=0.907=0.101=10.1%4. 开孔面积：=0.1012.093=0.2114m2气体通过筛孔的流速：=10.4262孔个数N=10772个七 学性能参数计算及校核1. 液沫夹带分率的检验=0.01230.1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 由 故=5/3.5=1.43,查干筛孔的流量系数表，得孔流系数=0.78=0.03746m2) 液层静压降对单溢流板：通过有效传质区的气速：气相动能因子：查充气系数关联图，得充气系数=0.58。 =0.580.069=0.04002m液柱3) 液层表面张力压降 =0.0017m4) 单板总压降 =0.03746+0.04002+0.0017=0.07948m5) 全塔总压降 =760mmHg3. 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 =0.00855m2) 工作状态下 稳定系数=2.09 1.5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：则降液管下缘缝隙通道的截面积=0.021.26=0.0252m2(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：=+=0.03746+0.04002+0.069+0+0.008230.1547 m液柱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：=3s故降液管设计合理。八. 塔板负荷性能图(一) 负荷性能图1. 过量液沫夹带线 = =15704.308-296.6172. 最大气相负荷线 以=3s作为液体在降液管中停留时间的下限，由=3 得=3. 最小液相负荷线 =3.8204. 最小气相负荷线=40997.7885. 降液管液泛线 =4.997.788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=21.85,=7934.72，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