甲苯―二甲苯双组分连续精馏筛板塔地设计

实用文案化工原理课程设计甲苯―二甲苯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：应用化学13级1班学生姓名：_______张宝峰指导教师：_______钟 声成 绩：2016 年7月标准文档实用文案目 录344456II121414.15.17.1919标准文档实用文案八. 主要参考文献 19九. 结束语 20一．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，实现甲苯－二甲苯的分离。鉴于甲苯－二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（甲苯和二甲苯，且泡点进料）经预热器加热到指标准文档实用文案定的温度后，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二.原始数据设计题目：双组分连续精馏筛板塔的设计原料处理量：1.35×104kg/h原料组成：组分名称 甲苯 二甲苯组成（质量分率） 0.57 0.43分离要求：（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于0.985（质量分率）。（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于0.98（质量分率）。操作条件：（1）：操作压力：常压。（2）：进料及回流状态：泡点液体。三．设计计算工艺设计计算物料衡算甲苯的摩尔质量：MA=92kg/kmol二甲苯的摩尔质量：MB=106kg/kmol0.57原料液摩尔分率：xF920.60410.570.5710692塔顶产品摩尔分率：0.985/920.9870xD10.9850.98592106标准文档实用文案原料液的平均摩尔质量： M=0.604×92＋(1－0.604)×106＝97.544kg/kmol物料衡算原料处理量：F1.35104=138.41kmol/h97.544塔顶易挥发组分回收率：DxD0.98D0.98700.98FxF138.400.604D83.05kmol/h总物料衡算： F D W ∴W F D＝138.41－83.05＝55.36mol/hFxF DxD WxW 138.41 ×0.604＝83.05×0.987＋55.36×xWxW=0.03018计算确定塔顶温度、塔底温度及最小回流比（1）确定操作压力：塔顶压力：760mmHg塔底压力：760mmHg+25×100mmH2O=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。其中甲苯、二甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。设t顶=111.27℃由06.9531344773.614925mmHglgPAt顶219.4得PA=07.01463324.9802mmHg由lgPB214.7得PB=t顶kAPA0773.6149251.01791P7600324.9802kBPB0.427605P760xAyA0.987xByB10.987kA0.9693kB0.03041.017910.427605xi10.9696310.030410.000031=0.0004∴t顶=111.27℃假设正确，为所求露点温度。标准文档实用文案∴顶PA0773.6149252.3805PB0324.980213（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。设t底=147.45℃由lgPA06.953t底1344得PA=1960.547009mmHg219.4由lgPB07.0001463912.50966mmHgt底214.7得PB=01960.5470090912.50966kAPA2.077239kBPB0.966822P943.8235P943.8235yAxAkA0.030182.0772390.06269107yBxBkB10.030180.9668220.9376433yi 1 0.06269107 0.93764331 0.000334 =0.0004∴t底=147.66℃ 假设正确，为所求泡点温度。∴PA02.1337底0PB∴顶底2.254（4）计算最小回流比 Rmin：q1xexF0.604yexe0.774711xexDye0.98700.77471.243Rminxe0.77470.604ye计算最佳操作回流比与塔板层数（逐板计算法）a)列相平衡关系式：xnynyn1yn2.2541.254ynb)列操作线方程：精馏段：RxnxDR1R1yn1提馏段：ym1LFxmWLFxwWLFW标准文档实用文案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2,由平衡关系计算xn，当xn≤xF时，则n-1即为精馏段的理论板数。由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成，即由x0=xF，根据操作关系计算y1，由平衡关系计算x1，由操作关系计算Y2,由平衡关系计算xm，当xm≤xw时，则m即为提馏段的理论板数。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：R=1.1Rmin 精馏段：yn1=0.5776xn+0.4169提馏段：ym1=1.2816xm-0.2816精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.95150.977910.59220.766030.92750.966520.57160.750540.89920.952630.53800.724150.86700.936340.48640.681060.83180.917750.41470.614970.79510.897460.32730.523080.75850.876270.23640.411090.72350.855080.15630.2945100.69150.834890.09530.1918110.66350.8163100.05380.1136120.63990.8002110.02780.0605130.62040.7865140.60490.7753150.59260.7663NT=26（包括釜）N精=15N提=11（包括釜）R=1.2Rmin精馏段：yn1=0.5987xn+0.3961提馏段：ym1=1.2675xm-0.2675nxymxy10.97120.98700.604320.95070.977510.58140.757930.9250.965320.54400.728940.89370.949930.48700.681550.85710.931140.40880.609260.81630.909250.31600.5101标准文档实用文案70.77310.884860.22280.392580.72980.858970.14360.274390.68880.833080.08540.1739100.65190.808590.4710.1002110.62030.7864100.02360.0516120.59420.7675NT=22（包括釜） N精=12 N提=10（包括釜）R=1.3Rmin精馏段：yn1=0.6177xn+0.3773提馏段：ym1=1.25482xm-0.25482精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.95000.977210.57180.750630.92260.964120.52040.709840.88840.947230.44660.645350.84760.926140.35410.552760.80130.900950.25580.436670.75190.872360.16830.313380.70240.841870.10180.203590.65590.811280.05710.1201100.61480.782590.02940.0640110.58030.7571NT=20（包括釜） N精=11 N提=9（包括釜）R=1.4Rmin精馏段：yn1=0.6351xn+0.3602提馏段：ym1=1.2433xm-0.2433精馏段提馏段nxymxx10.97120.987000.604320.94960.977010.56320.744030.92070.963220.50030.692940.88380.944930.41450.614750.83890.921540.31420.508060.78720.892950.21610.383370.73190.860160.13560.261380.67640.824970.07860.161290.62490.789780.04220.0904标准文档实用文案10 0.5802 0.7570 9 0.0205 0.0451NT=19（包括釜） N精=10 N提=9（包括釜）R=1.5Rmin精馏段：yn1=0.6509xn+0.3446提馏段：ym1=1.2327xm-0.2327精馏段提馏段nxymxy10.97120.987020.94800.976700.604330.91510.962310.55540.737940.87050.942720.48250.677650.81360.917030.38750.587860.74640.885240.28290.470770.67390.848250.18720.341780.60300.808460.11340.223790.53990.768870.06360.132880.03300.071490.01520.0337NT=18（包括釜）N精=9N提=9（包括釜）5)R=1.6Rmin精馏段：yn1=0.6654xn+0.3302提馏段：ym1=1.2230xm-0.2230精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.94850.976510.54830.732330.91700.961420.46710.663940.87500.940430.36510.564550.82230.912540.25830.439860.76050.877450.16570.309270.69390.836360.09750.195980.62820.792070.05320.112590.56860.748280.02670.0583NT=17（包括釜） N精=9 N提=8（包括釜）6) R=1.7Rmin 精馏段：yn1=0.6788xn+0.3170标准文档实用文案提馏段：ym1=1.2141xm-0.2141精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.94810.976310.54180.727230.91540.960620.45320.651340.87110.938430.34590.543850.81460.908340.23830.413560.74810.870050.14900.282970.67620.824860.08570.174480.60580.776070.04580.097690.54320.728380.02240.0491NT=17（包括釜） N精=9N提=8（包括釜）R=1.8Rmin精馏段：yn1=0.6911xn+0.3049提馏段：ym1=1.2059xm-0.2059精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.94770.976110.53600.722530.91370.959820.44100.640140.86700.936330.32960.525650.80700.904140.22190.391360.73580.862650.13570.261470.65920.813460.07650.157480.58490.760570.04010.086080.01910.0421NT=16（包括釜） N精=8 N提=8（包括釜）R=1.9Rmin精馏段：yn1=0.7025xn+0.2936提馏段：ym1=1.19829xm-0.19829精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.94730.975910.53050.718130.91230.959120.43000.629740.86360.934530.31530.509350.80020.900340.20800.3718标准文档实用文案60.72470.855850.12480.243370.64350.802760.06920.143680.56540.745770.03560.076980.01660.0367NT=16（包括釜） N精=8 N提=8（包括釜）R=2.0Rmin精馏段：yn1=0.7131xn+0.2831提馏段：ym1=1.1912xm-0.1912精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.94680.975310.52560.714130.91070.956720.42020.620340.85990.928130.30290.494850.79330.886740.19630.355060.71370.831350.11590.228170.62830.764560.06340.132380.54690.693570.03220.069880.01470.0326NT=16（包括釜） N精=8 N提=8（包括釜）对上表塔板数列表：R=nRmin1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.0精镏段15121110999888提镏段111099988888N（不含塔釜）26222019181717161616g) 绘 制 R-NT 曲 线 ， 确 定 最 佳操 作 回 流 比 及 最 佳 理 论 板 数 ：标准文档实用文案30252015 系列110501 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2 2.1本题取回流比R 1.6Rmin 1.6 1.243 1.9888NT=17（包括釜） N精=9 N提=8（包括釜）查取塔板效率：tt底t顶147.45111.27128.51℃lnt底ln147.45t顶111.27A20()(t20)0.5860.0035(128.5120)0.2062tB20()(t20)0.6870.0042128.51200.2312tLxii0.60430.206210.60430.23120.2161ET0.49L0.2450.492.2540.21610.2450.5844计算全塔理论板数：NT不含釜171块=28块N实27.38ET0.5844设备设计计算计算确定塔板间距，塔径及塔板结构计算（设计塔顶第一块板）计算塔顶实际的汽液相体积流量：标准文档实用文案（1）液相体积流量计算：A20()(t-20)869-0.978×(128.51-20)=762.88kg/m3tB20()(t-20)864-0.875×(128.51-20)=769.05kg/m3txAxD0.9870.9712xB10.97120.02881xD2.2541.2540.987xWAxAMA0.98792xWB1-0.96750.0325xAMAxBMB0.987920.96750.02881061(xA)'(xB)'0.97120.0288LAB762.88769.05763.06kg/m3ML0.9712920.028810692.40kg/kmolVLRDML/L1.988883.0592.40/763.0620.00m3/h（2）汽相体积流量计算：AB

PMRTPMRT

AB

8.314101325922.7915kg/m3273.15128.518.3141013251063.2163kg/m3273.15128.51V 0.987 2.7815 0.013 3.2163 2.7872kg/m3MG=0.987×92＋(1－0.987)×106＝92.182kg/kmolVG (R 1)DM/ V (1.9888 1) 83.05 92.40/2.7872 8228.87m3/h选取塔板间距HT：选取塔板间距HT＝0.45m 两板间有人孔HT＝0.7m计算液汽动能参数C：液气动能参数：VLLVGV

20.00763.060.04028228.872.7872选取板上液层高度 hL=0.05m，则HT-hL=0.45-0.05=0.40m查史密斯关联图，查得汽相负荷参数 C20 0.084标准文档实用文案液体表面张力的计算：A20()(t-20)28.53-0.113×t(128.51-20)=16.27dyne/cmB20(t)(t-20)28.99-0.109×(128.51-20)=17.16dyne/cm∑iσ=i=16.27×0.987+17.16×(1-0.987)=16.28dyne/cmσxi0.2CC20(20)0.20.08416.280.08120计算液泛速度uF(umax)：uFCL-V0.081763.06-2.7872m/s1.34V2.7872空塔气速：取安全系数为0.7，则空塔气速uG=0.7uF=0.7 1.34=0.938m/s6. 选取溢流方式及堰长同塔径的比值 lw/D:选用单溢流弓形降液管，取 lw/D=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 Ad AT 0.088及降液管宽度同塔径的比值 Wd/D=0.14。计算塔径:AGVG8228.87/36002.44m2uG0.938截塔面积：ATAG2.441-0.0882.675m21-Af/AT4AT42.675塔径：D1.8460m按标准塔径圆整后 D=2.0m。计算塔径圆整后的实际气速:ATD242.023.142m24AGAT(1-AdAT)3.142(1-0.088)2.866m2uGVs8228.87/36000.7976m/sAG2.866液泛分率：uG0.79760.60m/s在（0.6～0.8）范围内uF1.34在D=2.0m时，塔板结构尺寸:标准文档实用文案堰长：lw0.7D0.72.01.4m降液管宽度：Wd=0.14D=0.142.0=0.28m降液管面积：Ad0.088AT0.0883.1420.2764m2溢流堰高度hw及堰上液层高度how的确定选取溢流堰高度hw=50mmLh=8.6lw/D=0.7查取液流收缩系数图，Lw2.5得液流收缩系数E=1.01123选用平直堰，堰上液层高度 how=0.0028ELh=0.015mLwhL=hw+how=50+20=65mm板面筛孔布置的设计：选取筛孔直径do=5mm，筛孔按正三角形排列， 孔中心距 孔径=3,孔中心距t=3d0=3×5=15mm选塔板厚度tp=3.5mm（碳钢板）。计算开孔区面积Aa：Aa=AT－2Ad=3.142－2×0.2764＝2.590m2开孔率 ：=Ao22=0.907do=0.907×1=0.101=10.1%Aat3开孔面积：Ao= Aa=0.101×2.590=0.2616m25.气体通过筛孔的流速：Uo=Vs=8228.87/3600=8.74msAo0.26166.孔个数N=Ao=0.2616=13329.94个πdo20.005244四．水力学性能参数计算及校核液沫夹带分率的检验：标准文档实用文案eG0.057uG0.0570.7976==0.011HT-2.5hwhow16.280.45-2.50.065kg液/kg气＜0.1kg液/kg气故在本设计液沫夹带量 eG在允许范围内。塔板压降：干板压降：由d0=5mmtp=3.5mm故d0/tp=5/3.5=1.43,查干筛孔的流量系数表，得孔流系数c0=0.6422ho=1Uoρ=18.742.78720.0347mV2gCoρ29.810.64763.06L2)液层静压降：对单溢流板：通过有效传质区的气速：VG8228.87/36000.953mua2.675-0.2764AT-Ads气相动能因子：F0uaV0.9532.7872111.59kg2/(sm2)查充气系数关联图，得充气系数 =0.58。hL=β(hw+how)=0.58×0.065=0.038m液层表面张力压降:σ=4×103σ=410-316.28h763.069.810.00174mρLgd00.0054)单板总压降:H ho hL h=0.0347+0.038+0.00174=0.07444m3. 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。塔板漏液状况的校验:产生漏液的干板压降ho'=0.0051+0.05(hw+how)=0.0051 0.05 0.065 0.0084m工作状态下标准文档实用文案1稳定系数k=uoho2=2.03>1.5uo'ho'故不会产生严重漏液。降液管液泛情况的校验：选取降液管下缘至下层塔板的距离h0=20mm：则降液管下缘缝隙通道的截面积Ada=h02lw=0.02×1.40=0.028m(2)液体流出降液管的阻力损失hd：hd=1.39(VL)2=1.39220.00/36000.00557mgAda9.810.028计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度Hd'：Ht=h0+hL=0.02+0.038=0.058mHd= Ht+hw+how+ +hd=0.058+0.050+0.020+0+0.00557＝0.13357m甲苯—二甲苯物系属一般物系，取 =0.5，则Hd'Hd=0.133570.26714m0.5(4)校核：HT+hw=0.45+0.05=0.5m∴Hd'HThw故在本设计中不会发生液泛现象。液体在降液管内停留时间的校验：θ=3600AdHd=36000.27640.133576.65s>4sVL20.00故降液管设计合理。.绘制塔板负荷性能图(一)负荷性能图：1.最大汽相负荷线（最大允许液沫夹带线）231VLVG8812AG3.2HT-2.5hw0.0028ELw23=88121L2.86616.283.20.452.50.050.00281.0111.40标准文档实用文案2=19628.00-341.52 VL3最大液相负荷线（最小允许降液管内液体停留时间线）VL=1200Ad*Hd=1200*0.2764*0.13357=44.302 m33.最小液相负荷线（最小允许堰上液层高度线） :

h3626VLlw==2.82.8Fw

32 1.40=4.39m3h最小汽相负荷线（最大允许漏液线）0.50.52L0.0028EVL3VG15946CoAo0.00560.13hwhVlw0.50.52VL3763.06=159460.640.21430.00560.130.050.00281.011-0.001742.78721.402=36186.72 0.0104 0.0006096VL3降液管液泛线:0.520.5)2VG15946CoLAo0.5HT(0.5)hw(1)0.0028E(VL)3-0.142(VLVlw3600Ada0.50.50.45-(0.50.58)0.05-(10.58)0.00281.011(VL)159460.64763.061.400.21432.7872-0.142(VL)236000.028

0.523=36186.720.1710.00741VL2105VL231.3975根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。（如图）最大气相负荷最小气相负荷线最大液相最小降液管液泛线线负荷线液相负荷线VG=19628.00-VGVL=44.3VLVG2=36186.7202m3=4.39=36186.72341.52VL3h3225V0.01040.0006096VL3mh0.1710.00741VL31.397510V3VGm33VL3VGmhVLmVGm2hh3hVL3mh标准文档实用文案019628.003690.3444.34.3914963.99518629.393993.8044.34.3913967.501018042.804161.7444.34.3913306.101517550.814297.5544.34.3912680.152017111.704415.2544.34.3912046.032516708.054520.7244.34.3911380.773016330.664617.1544.34.3910666.173515973.784706.5344.34.399883.324015633.564790.1944.34.399008.394515307.264869.0744.34.398006.445014992.864943.8844.34.396817.50(二)操作性能的评定：1)本设计的操作条件为VL=20.00m3,VG=8228.87m3，hh在负荷性能图上作出操作点P（VL,VG），连接，即作出操作线。OP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:333m3VG,max=15.95×10m,VG,min=4.05×10,hhVL,max=36.05m3,VL,min=9.25m3hh操作弹性系数（极限负荷比）：按汽相负荷计算：KT,G=VG,max=15.95/4.05=3.94VG,min按液相负荷计算：KT,L=VL,max=36.05/9.25=3.9VL,minB. 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：KA,G=VG,max=15.95/8.228=1.94VG对汽相负荷下限：K'A,G=VG=8.228/4.05=2.03VG,min对液相负荷上限： KA,L=VL,max=36.05/20=1.8VL对液相负荷下限： K'A,L=VL =20/9.25=2.16VL,min六．筛板设计计算的