双组分连续精馏筛板塔的设计

1、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22 .原始数据33 .设计计算34 .物料衡算35 .塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算46 .确定最佳操作回流比及塔板层数57 .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

2、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

3、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。鉴于二甲苯一三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

4、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I.原始数据1 .设计题目

5、：双组分连续精馏筛板塔的设计2 .原料处理量：1.6X104kg/h3 .原料组成：4.分离要组分名称二甲苯三甲苯求：（1）：馏出液组成（质量分率）0.440.56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。L设计计算1、 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:0.44/1060.44/106J1 -1% = 0.4708塔顶产品摩尔分率:一。吗1，、= 0.9779 0.975/

6、106 + (1- 0.975)120JL 4原料液的平均摩尔质量：M =0.4708义106 + (1 - 0.4708)义120 = 113.4088kg/kmol物料衡算原料处理量：F = 16000 = 141.08 kmol/h113.4088塔顶易挥发组分回收率：DXD = 0.965FXFD=65.54kmol/h总物料衡算：F = D + W，W = F D = 141.08 65.54 =75.54kmol/hFxF = DxD + 叫141.08 X0.4708 = 65.54X0.9779 +75.54 X x w x=0.030832、 塔顶温度、塔底温度及最小回流比的

7、计算(1)确定操作压力：塔顶压力：760 mmHg塔底压力：760mmHg +25X100/13.6 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。设 t 顶=141.49由 lg P 0 = 7.000 -at 顶 + 214.7得 P o =781.1904 mmHg A1608由 lg P 0 = 7.074 bt + 213.3顶得 P o =348.2324 mmHg B-1 = |0.951374 + 0.048232 -1| = 0.000394 =0.0004.

8、/顶=141.5 假设正确，为所求露点温度。 P 0781.1904 a = -a- = 2.2433顶 P 0348.2324B(3)计算塔底温度(泡点温度)三甲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、 苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。设底=177.67由 lg P 0 = 7.000 -a7 + 214.7得尸0 = 1867.9984 mmHg A由1gpB=7.074-底得尸。=914.4342 mmHg By -1 = |0.0443 + 0.9559-1| = 0.0002e =0.0004，底=177.67 假设正确，为所求泡点温度。P0 1867.9984=

9、-a- = = 2.0248底 p0914.4342B. a = qO底 x 匹=,22424 x、：20248 = 2.1313(4)计算最小回流比Rmin：q = 1 x= Xf = 0.4708yr1 + (a- 1)xe=0. 65561.列相平衡关系式：X =匕三、确定最佳操作回流比与塔板层数n a-(a-1) y2.1313 -1.1313 ynn2.列操作线方程:精馏段:提馏段:R x y =x + bn+1R + 1 n R + 1L + F Wy =x xm+1L + D m L + D w3 .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

10、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xjxn，根据操作关系计算y由平衡关系计算x由操作关系计算 y3,由平衡关系计算xm，当xmWxZw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：y 1=0.6573 x +0.33512）提馏段：y 1 = 1.3873 x -0.0086.3）精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779x

11、=0.9539n=2 y=0.9621x=0.9223n=3 y=0.9414x=0.8824n=4 y=0.9152x=0.8345n=5 y=0.8837x=0.7803n=6 y=0.8481x=0.7229n=7 y=0.8104x=0.6664n=8 y=0.7733x=0.6145n=9 y=0.7392x=0.5698n=10 y=0.7098x=0.5334n=11 y=0.6859x=0.5051n=12 y=0.6674x=0.4839n=13 y=0.6534x=0.4683提馏段提福段（包含釜）：m=0x=0.4708m=l y=0.6448x=0.459m=2 y=0

12、.6284x=0.4414m=3 y=0.6038x=0.4159m=4 y=0.5682x=0.3808m=5 y=0.5192x=0.3354m=6 y=0.4559x=0.2814m=7 y=0.3805x=0.223m=8 y=0.299x=0.1662m=9 y=0.2197x=0.1163m=10 y=0.1501x=0.0762m=l 1 y=0.0941x=0.0463m=12 y=0.0524x=0.02525=24 （包括釜）tv =12 N =12 （包括釜）i相提4） R=l. 2Rmin 精馈段：y =0.6767x +0.3162 7t+ln提福段：y =1.365

13、5x -0.0081wi+lm精福段（包含加料板）：n=l y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9617x=0.9215n=3 y=0.9398x=0.8794n=4 y=0.9113x=0.8276n=5 y=0.8763x=0.768n=6 y=0.836x=0.7043n=7 y=0.7929x=0.6415n=8 y=0.7504x=0.5842n=9 y=0.7117x=0.5357n=10 y=0.6789x=0.497n=l 1 y=0.6527x=0.4676提福段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=l y=0.635x=0.4484m=2 y=0.6043x=

14、0.4164m=3 y=0.5603x=0.3732m=4 y=0.501x=0.3193m=5 y=0.427x=0.2583m=6 y=0.3432x=0.1963m=7 y=0.2581x=0.1398m=8 y=0.1805x=0.0933m=9 y=0.1166x=0.0581m=10 y=0.0683x=0.0331m=l 1 y=0.0339x=0.0161N=21 （包括釜）tv =10 N =11 （包括釜）i相提5） R=l. 3Rmin精微段：y =0.6939x +0.29937t+ln提福段：y =1.3460x -0.0077zn+1mn=2 y=0.9613x=0

15、.9207n=3 y=0.9382x=0.8765n=4 y=0.9076x=0.82Un=5 y=0.8692x=0.7564n=6 y=0.8243x=0.6867n=7 y=0.776x=0.6181n=8 y=0.7284x=0.5562n=9 y=0.6855x=0.5046n=10 y=0.6497x=0.4643m=0x=0. 4708m=ly=0. 6263x=0. 4392m=2y=0. 5835x=0. 3956m=3y=0. 5245x=0. 3401m=4y=0. 4494x=0. 2761m=5y=0. 3628x=0. 2101m=6y=0. 2734x=0. 14

16、95m=7y=0. 1914x=0. 0996m=8y=0. 1239x=0. 062m=9y=0. 073x=0. 0355m=10 y=0.0372x=0. 0177提福段（包含釜）:3主=9杷%=19 （包括釜）N提=1。（包括釜）6) R=l. 4Rmin精福段:y =0.7094x +0.2841 7t+ln提福段：y =1.3284% -0.0073771+1精福段（包含加料板）:n=l y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9609x=0.9199n=3 y=0.9368x=0.8738n=4 y=0.9041x=0.815n=5 y=0.8624x=0.7455n=6

17、 y=0.8131x=0.6703n=7 y=0.7598x=0.5965n=8 y=0.7075x=0.5306n=9 y=0.6608x=0.4765n=10 y=0.6224x=0.4351提福段（包含釜）：m=0 x=0.4708m= 1 y=0.6184x=0.4309m=2 y=0.5651x=0.3778m=3 y=0.4942x=0.3135m=4 y=0.4083x=0.2438m=5 y=0.3152x=0.177m=6 y=0.226x=0.1201m=7 y=0.15x=0.0762m=8 y=0.0914x=0.0449m=9 y=0.0496x=0.0238N =1

18、8 （包括釜）N = 9 N =9 （包括釜）i相提7） R=l. 5Rmin精馈段：y =0.7235x +0.27047t+ln提福段：y =1.3126x -0.0069 wi+lmn=1 y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9605x=0.9191n=3 y=0.9354x=0.8712n=4 y=0.9008x=0.8093n=5 y=0.856x=0.7353n=6 y=0.8025x=0.655n=7 y=0.7444x=0.5764n=8 y=0.6876x=0.507n=9 y=0.6374x=0.451提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.6

19、113x=0.4236m=2 y=0.549x=0.3626m=3 y=0.4685x=0.2917m=4 y=0.375x=0.219m=5 y=0.2791x=0.1532m=6 y=0.1923x=0.1001m=7 y=0.1222x=0.0611m=8 y=0.0708x=0.0344m=9 y=0.0355x=0.0169NT =17 （包括釜）N精=8 N提=9 （包括釜）8） R=1.6Rmin 精馏段：y 1=0.7362 x +0.2580提馏段：y 1 = 1.2982 x -0.0066精馏段（包含加料板）:n=1 y=0.9779n=2 y=0.9602n=3 y=0

20、.9342n=4 y=0.8978n=5 y=0.85n=6 y=0.7925n=7 y=0.73n=8 y=0.6691n=9 y=0.6158x=0.9539x=0.9185x=0.869x=0.8041x=0.7259x=0.6409x=0.5582x=0.4858x=0.4282提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.6048m=2 y=0.5346m=3 y=0.4463m=4 y=0.3475m=5 y=0.2506m=6 y=0.1669m=7 y=0.1023m=8 y=0.0566x=0.417x=0.3493x=0.2736x=0.1993x=0.1351

21、x=0.0856x=0.0506x=0.0273N=16 （包括釜）N精=8 N提=8 （包括釜）9) R=1.7Rmin 精馏段：y 1=0.7479x +0.2466提馏段：y =1.28951 x -0.0063m+1精福段（包含加料板）：n=l y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.96x=0.9181n=3 y=0.9332x=0.8672n=4 y=0.8952x=0.7997n=5 y=0.8447x=0.7176n=6 y=0.7834x=0.6283n=7 y=0.7166x=0.5416n=8 y=0.6518x=0.4666提福段（包含釜）：m=0 x=0.47

22、08m=l y=0.5989x=0.411m=2 y=0.5217x=0.3376m=3 y=0.4269x=0.2582m=4 y=0.3244x=0.1833m=5 y=0.2277x=0.1211m=6 y=0.1474x=0.0747m=7 y=0.0875x=0.0429m=8 y=0.0464x=0.02225=15 （包括釜）N =8 （包括釜）i相提10） R=l. 8Rmin 精馈段：y =0.7584x +0.236372+1n提福段：y =1.2731x -0.0061wi+lmn=1 y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9597x=0.9175n=3 y=0

23、.9321x=0.8651n=4 y=0.8924x=0.7949n=5 y=0.8392x=0.7092n=6 y=0.7742x=0.6157n=7 y=0.7034x=0.5257n=8 y=0.6351x=0.4485提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.5935x=0.4056m=2 y=0.5101x=0.3273m=3 y=0.41x=0.2451m=4 y=0.3049x=0.1701m=5 y=0.2089x=0.1098m=6 y=0.1318x=0.0662m=7 y=0.0761x=0.0371m=8 y=0.0388x=0.0185NT =15 （

24、包括釜）N精=7 N提=8（包括釜）11） R=1.9Rmin精馏段：y 1=0.7682 x +0.2267提馏段：y 1 = 1.2620x -0.0058精馏段（包含加料板）：n=1 y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9595x=0.9172n=3 y=0.9313x=0.8637n=4 y=0.8902x=0.7912n=5 y=0.8346x=0.7022n=6 y=0.7662x=0.605n=7 y=0.6916x=0.5117n=8 y=0.62x=0.4326提福段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=l y=0.5886x=0.4007m=2 y=0.499

25、7x=0.3182m=3 y=0.3951x=0.2338m=4 y=0.2881x=0.159m=5 y=0.1933x=0.1007m=6 y=0.1194x=0.0596m=7 y=0.0673x=0.0326m=8 y=0.0331x=0.01575=15 （包括釜）主=7 N =8 （包括釜）i相提12） R=2. ORmin精镭段：y =0.7772% +0.217971+1n提福段：y =1.2519x -0.0056zn+1m精福段（包含加料板）：n=l y=0.9779x=0.9539n=2 y=0.9593x=0.9168n=3 y=0.9304x=0.862n=4 y=0

26、.8879x=0.7873n=5 y=0.8298x=0.695n=6 y=0.7581x=0.5942n=7 y=0.6798x=0.498n=8 y=0.6051x=0.4173提馏段（包含釜）：m=0 x=0.4708m=1 y=0.584x=0.3961m=2 y=0.4901x=0.3099m=3 y=0.3817x=0.2239m=4 y=0.2736x=0.1497m=5 y=0.1803x=0.0932m=6 y=0.1092x=0.0542m=7 y=0.0602x=0.0291N T =14 （包括釜）N精=7 N提=7 （包括釜）6.对上表塔板数列表:R=nRmin1.1

27、1.21.31.41.51.61.71.81.92.0精馏段121099887777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 R = 1.6Rmin= 1.6义 1,7440 二 2.7904N = 16 （包括釜）N精=8 N提=8 （包括釜）8.查取塔板效率:t =二=178个二”155 9.0t1 178. 04ln 餐lnt141.5顶9.计算全塔理论板数:N = N丁 -1Z= 24.12 取 25 块 1.1ET 1.1 义 0.6047四、塔板结构计算（设计塔顶

28、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：p - p + (空)(t - 20) -864-0.875 X (141.49-20)=757.6875kg/ m3A20A tp -p + (AP)(t - 20) - 878-0.707 X (141.49-20)=792.0995 kg/ m 3B20A t. pL = 759.2092 kg/m3ML = 0.953夕 106 0. 0461 20 1016g614mol(2)汽相体积流量计算：PM 101325 x106 p a r- 3.115 kg/ m3A RT8.314 x(273.15 +141.5)k

29、g/ m3PM 101325 x120b- -1= 3.527RT8.314 x(273.15 +141.5)p V - 0.9779 x 3.115 + 0.0221 x 3.527 - 3.1251 kg/ m3MG=0.9779 X 106 + (10.9779) X 120= 106.3094kg/kmol2.选取塔板间距H ：T选取塔板间距HT = 0.45m两板间有人孔HT =0.7m滤片他亮砌 v P 23.5242,1759.2092液气动能参数： f x l =x = 0.0472、pPv 7763.0257 3.1251选取板上液层高度力0.05m,则HT - hL =0.

30、45-0.05=0.40m查史密斯关联图，查得汽相负荷参数C2= 0.084液体表面张力的计算：o=o+ (竺)(t - 20) = 28.99-0.109x (141.5-20) = 15.74 65dyne/cmA20A t0=0+ (竺)(t - 20) = 28.93-0.101 x (141.5-20) = 16.6585 dyne/cmB20A tO = z OX. = 15.7465 x 0.9779+16.6585 x (1-0.9779) = 15.7667yne/cim4 .计算液泛速度uF (umax)：uFC=0.0801x=1.2459 km/s,1759.2092

31、- 3.125133.12515 .空塔气速:取安全系数为0.7，则空塔气速uG=0.7uF =0.7x 1.2459=0.8721m/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l /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 AJAt= 0.088及降液管宽度同塔径的比值 叱 / D =0.14。7 .计算塔径：截塔面积：At= % - aj 4)=247%L - 0.088 尸 27112 m ?也以八 k.14 x 2.7112塔径：D =t = = 1.8609m兀 V 兀按标准塔径圆整后D=1.9m8 .计算塔径圆整后的实际

32、气速:V-GAG7763.0257/36002.5853=0.8341 m/s液泛分率：Ug- = 口8721 = 0.7000m/s 在(0.60.8)范围内 uF 1.24599 .在D=1.9m时，塔板结构尺寸:堰长：l = 0.7D = 0.7 义 1.8 = 1.33 m降液管宽度：叱=0.14D=0.14x 1.8=0.266m降液管面积：Ad=0.088At = 0.088 x 2.8353 = 0.2495m2五.溢流堰高度hw及堰上液层高度how的确定选取溢流堰高度h =50mm , lw/D =0.7查取液流收缩系数图,得液流收缩系数E=1.0200.0028选用平直堰，堰

33、上液层高度h =0.0028E I幺 owILx 1.020 x(20.0822丫3、1.33 ,=0.0174m二 hh + h =0.05+0.0174=67.4m六.板面筛孔布置的设计：1 .选取筛孔直径d=5mm, o筛孔按正三角形排列，孔中心距/孔径=3,孔中心距t=3d=3x5=15mm 选塔板厚度r =3.5mm （碳钢板）。2 .计算开孔区面积A ： aA = AT -2 Ad =2.8353-2X0.2495 = 2.3363m23 .开孔率：2=0.907X(1A 2-=0.1008=10.08%A=0.907Aa4 .开孔面积:A 二甲 A 二0.1008X2.3363=

34、0.2354m25.气体通过筛孔的流速：UV 7763.0257/36000.2354=9.1606A 0 23546.孔个数 N= =11990 个冗冗-d 2 x 0.00524 04七.学性能参数计算及校核1.液沫夹带分率的检验:0.057uH - 25Gl + h )Tw ow -0.05715.76670.83410.45 - 2.5 x 0.0674=0.0107kg液/kg气 1.5稳定系数k = u uo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h =20mm：0则降液管下缘缝隙通道的截面积Ajh0 x l =0.02X1.33=0.0

35、266m2（2）液体流出降液管的阻力损失h :d（3）计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度HdAH = h 0 + % = 0.0282+0.0411=0.0699mH = AH + h + h + A + h=0.0699+0.05+0.0174+0.00002456+0.0086 = 0.1459m二甲苯一三甲苯物系属一般物系，取。=0.5,则 U h = H = 0.1459 = 0.2918m。0.5（4）校核：H + h =0.45+0.05=0.5m/. H 5s故降液管设计合理。八.塔板负荷性能图负荷性能图:L最大气相负荷线:=8812 x 2.5858 x 15.766713.

36、2(0.45 - 2.5 0.05 + 0.0028 x 1.02 xI05101520253017532.618516601.356916054.332815595.516215185.986214809.592914457.6603=17532.6185-318.4870 VL 232 .最大液相负荷线：以0 =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:32 x 1.33 =4.0499 叫 h4 .最小气相负荷线:15946 x 0.79 x759.2092 0.5 3.1251 ,x 0.2354 x0.0056 + 0.13x 0.05 + 0.0028x 1.02

37、x| -V I 3 0.001711.33 )I)0.5=46220.4406 . ”0104 + 0.00030699VL 230510152025304713.57864913.30025020.82505126.09485208.77915269.94115350.40285.降液管液泛线:=46220.4406、,0.1695 - 0.003802723 - 0.00001378匕205101520253019029.130018372.261817930.910017496.741517045.256316562.145416037.8935根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。

38、（如图）（二）操作性能的评定：1）本设计的操作条件为V =23.5242m/,匕=7763.0257*；，在负荷性能图上作出操作点P（ 7葭匕），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：/二9437.25 m% ,A.操作弹性系数（极限负荷比）:按汽相负荷计算：K = J = 9437.25 = 1.9t，g V 4966.98G ,min按液相负荷计算：K = J = 3012 = 2t，l V 15.06L ,min对汽相负荷上限：K =A ,GVG maxB.设计工作点的安定系数（设计负荷对极限之比）:=9437.25 _ 1436586.0648.对汽相负荷下限：K , = 6586.0648 = 1.33 aag V 4966.96G ,min对液相负荷上限：K =