化工原理课程设计-双组分连续精馏筛板塔的设计

TOC\o"1-4"\h\z\u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：1.30×104kg/h3.原料组成：组分名称苯甲苯组成〔质量分率〕0.78〔苯〔M=78kg/kmol〕,二甲苯〔M=92kg/kmol〕)4.别离要求：〔1〕：馏出液中低沸点组分的含量不低于97.5%〔质量分率〕〔2〕：馏出液中低沸点组分的收率不低于97%〔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1.全塔物料恒算计算馏出液及残液产量F=D+WF=L+W==0.7335==0.9787M=0.7335×78+〔1-0.7335〕×92=81.73g/molF==159.06Kmol/h=0.97D===115.63Kmol/hW=F－DW=159.06－115.63=43.43Kmol/h===0.08072.塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算2.1确定操作压力塔顶：P顶=760mmHg塔底：P底=760mmHg+nΔP(n=20－30块)ΔP=100mmH2On=20p底=760+20×=907.06mmHg2.2根据塔顶压力及塔顶汽相组成用视差法计算塔顶温度〔即露点温度〕:(1)令td=81.14℃AA=6.906BA=1211CA=220.8AB=6.953BB=1344CB=219.4㏒P0i=Ai－Bi/(Ci+td)lgP0A=AA－BA/(CA+td)=6.906－=785.78mmHglgP0B=AB－BB/(CB+td)=6.953－=302.76mmHg(其中yA=XD)(其中yB=1－yA)<ε(0.0004)α顶=P0A/P0B=785.78/302.76=2.5954t顶=81.14℃同理，根据塔底压力及塔底残液组成用试差法计算塔底温度〔即泡点温度〕:(1)令tb=113.30C㏒P0A=Ai－Bi/(Ci+tb)AA=6.906BA=1211CA=220.8AB=6.953BB=1344CB=219.4lgP0A=AA－BA/(CA+tb)=1911.17mmHglgP0B=AB－BB/(CB+tb)=819.03mmHg2.10699×0.0807=0.1700(其中XA=XW)0.90295×(1－0.0807)=0.8300(其中XB=1－XW)0.0001<ε(0.0004)α底=P0A/P0B=1911.17/819.03=2.3335t底=113.30℃2.3计算平均相对挥发度2.4计算最小回流比Rmin因为进料状态为泡点进料，所以q=1,那么3.确定最正确操作回流比及塔板层数采用逐板法计算3.1求相平衡方程式，并化成最简的形式3.2初选操作回流比计算理论塔板数〔1〕当=1.1×0.78=0.8时,精馏段操作线方程提留段操作线方程用逐板计算法计算精馏段的板数:〔平衡方程与精馏段操作线方程联立逐步求解〕=0.9787X1=0.9492→y2=0.9650→X2=0.9181→y3=0.9507→X3=0.8869→y4=0.9362→X4=0.8564→y5=0.9222→X5=0.8281→y6=0.9091→X6=0.8026→y7=0.8973→X7=0.7803→y8=0.8870→X8=0.7614→y9=0.8783→X9=0.7458→y10=0.8711→X10=0.7331<XF=0.7335所以精馏段的理论板数为n-1=10-1=9块用逐板计算法计算提馏段的板数:〔平衡方程与提馏段操作线方程联立逐步求解〕所以提馏段的理论板数为m-1=13-1=12块所以该精馏塔的总理论板数为13+12=25块同理可得：〔2〕当=1.2×1.6173=1.9408时精馏段:所以精馏段的理论板数为n-1=12-1=11块提馏段:所以提馏段的理论板数为m-1=11-1=10块所以该精馏塔的总理论板数为11+10=21块〔3〕当=1.3×1.6173=2.1025时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=11-1=10块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=10-1=9块所以该精馏塔的总理论板数为10+9=19块〔4〕当=1.4×1.6173=2.2642时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=10-1=9块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=10-1=9块所以该精馏塔的总理论板数为n+m=9+9=18块〔5〕当=1.5×1.6173=2.4260时精馏段；所以精馏段的理论板数为n-1=10-1=9块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=9-1=8块所以该精馏塔的总理论板数为9+8=17块〔6〕当=1.6×1.6173=2.5877时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=9-1=8块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=9-1=8块所以该精馏塔的总理论板数为8+8=16块〔7〕当=1.7×1.6173=2.7494时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=9-1=8块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=9-1=8块所以该精馏塔的总理论板数为8+8=16块〔8〕当=1.8×1.6173=2.9999时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=9-1=8块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=8-1=7块所以该精馏塔的总理论板数为8+7=15块〔9〕当=1.9×1.6173=3.0729时精馏段：所以精馏段的理论板数为n-1=9-1=8块提馏段：所以提馏段的理论板数为m-1=8-1=7块所以该精馏塔的总理论板数为8+7=15块〔10〕当=2.0×1.6173=3.2346时精馏段:所以精馏段的理论板数为n-1=8-1=7块提馏段:所以提馏段的理论板数为m-1=8-1=7块所以该精馏塔的总理论板数为7+7=14块3.3绘制R～NT曲线，并根据曲线转点的位置，确定最正确回流比及最正确理论板数相关数据如下表：Ri为n倍Rmin全塔理论塔板数NTRi为n倍Rmin全塔理论塔板数NTR11.125R61616R21.221R71.716R31.319R81.815R41.418R91.915R51.517R102.014R～NT曲线根据曲线可知，最正确操作回流比R=R6=2.5877，最正确理论塔板数NT=16〔块〕3.4塔板效率及全塔理论板数：t=(td+tb)/2=(111.27+148.70)/2=129.99℃µ甲苯=µ20+△µ〔t－20〕/△t=0.586+[-0.0035×〔129.99－20〕]=0.2021µ二甲苯=µ20+△µ〔t－20〕/△t=0.687+[-0.0042×〔129.99－20〕]=0.2250µL=ΣxiµLi=XFµL甲苯+XFµL二甲苯=0.4751×0.2021+0.4751×0.2250=0.2024Nｅ=NT/1.1=16/0.6535=24.48圆整为25块4．塔板结构计算〔设计塔顶第一块塔板〕塔精馏段第一块塔板的设计：4.1塔顶实际气液相体积流量ρ=ρ20+△ρ〔td－20〕/△t对液相来说：ρL甲苯=ρ20+△ρ〔td－20〕/△t=869+[-0.978×〔111.27－20〕]=773.8700Kg/m3ρL二甲苯=ρ20+△ρ〔td－20〕/△t=864+[-0.875×〔111.27－20〕]=784.1388Kg/m3ρL=ΣxiρLi=ρL甲苯X1+ρL二甲苯〔1－X1〕=773.8700×0.9712+784.1388×〔1－0.9712〕=774.1657Kg/m3ML=ΣxiMi=M甲苯X1+M二甲苯〔1－X1〕=92×0.9712+106×〔1－0.9712〕=93.2554对气相来说：ρG=PMG/RT=PΣyiMi/RT=101.325×[XDM甲苯+〔1－XD〕M二甲苯]/8.314×〔273.15+td〕=10.325×[0.9870×92+〔1-0.9870〕×106]/8.314×〔273.15+111.27〕=2.9224Kg/m3VG=〔R+1〕DMG/ρG=〔2.5877+1〕×65.8106×92.1820/2.9224=7447.6359VL=RDML/ρL=2.5877×65.8106×93.2554/774.1657=20.51404.2塔板间距HT的选择HT=0.45m4.3确定液汽的动能参数查表C20=0.084σ=σ20+△σ〔t－20〕/△tσ甲苯=σ20+△σ〔t－20〕/△t=28.53+〔-0.113〕×〔129.99－20〕=27.1001σ二甲苯=σ20+△σ〔t－20〕/△t=28.99+〔-0.109〕×〔129.99－20〕=17.0011σ=Σxiσi=σ甲苯XD+σ二甲苯〔1－XD〕=27.1001×0.9870+17.0011×〔1－0.9870〕=26.9688C=C20〔σ/20〕0.2=0.084×〔26.9688/20〕0.2=0.08924.4计算液泛速度UF〔Umax〕UF=C=0.0892×〕/2.9224〕0.5=1.4584m/s4.5空塔气速取平安系数为0.7，那么空塔气速=0.7=0.71.4584=1.0209m/s4.6确定溢流方式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降液管宽度同塔径的比值=0.144.7根据VG求DAG=VG/UG=7447.6359/(1.0209×3600)=2.0264塔截面积：塔径：按标准塔径圆整后D=1.8m4.8计算圆整后实际气速=πD2/4=3.14×1.82/4=2.54m2AG=A〔1－Ad/A〕=2.54×〔1－0.088〕=2.3165UG=VG/AG=7447.6359/(2.3165×3600)=0.8931m/sUG/UF=0.8931/1.4584=0.6124m/s(在0.6～0.8范围内)4.9在D=1.8m时，塔板结构尺寸：堰长：LW=0.7D=0.7×1.8=1.26m降液管宽度：Wd=0.14D=0.14×1.8=0.252m降液管面积：=0.088=0.088×2.54=0.2235m24.10确定溢流堰高度hw和堰上液层高度how选hw=0.05m查取液流收缩系数图，得液流收缩系数E=1.021,选用平直堰，堰上液层高度=0.0028E0.018m=+=50+18=68mm4.11板面筛孔布置的设计〔1〕板面筛孔位置设计：板面筛孔孔径：do=5mm孔中心距/孔径比t/do=3孔中心距t=3d0=3×5=15mm选塔板厚度=3.5mm〔碳钢板〕〔2〕计算开孔区面积AaAa=－2Aa=2.54－2×0.2235=2.0930m2(3)求开孔率=A0/Aa=0.907〔do/t〕2=0.907×〔1/3〕2=0.101(4)计算塔板开孔面积A0=Aa=0.101×2.0930=0.2114(5)孔速U0=VG/A0=7447.6359/(0.2114×3600)=9.7861m/s(6)孔数N=A0/〔πdo2/4〕=(0.2114×4)/(3.14×0.0052)=10772〔个〕4.12水力学性能参数的计算、校核(1)液沫夹带分率的校核EG==0.057×[0.8931/〔0.45－2.59×(0.05+0.018〕]/26.9688=0.0069〈0.1故在本设计液沫夹带量EG在允许范围内。(2)塔板压降①干板压降=〔9.7860/0.892〕2〔2.9224/774.1657〕/2×9.8=0.0232m②液体静压降,查充气系数关联图，得充气系数=0.62=β〔hw+how〕=0.62×0.068=0.0422③外表压力降=4×10-3×26.9688/〔9.8×784.1388×0.005〕=0.0028m④单板压降△h==0.0232+0.0422+0.0028=0.0682m⑤全塔总压降=760＋mmHg(3)液面落差△＜h0/2忽略(4)塔板漏液情况校验①产生漏液的干板压降h0／h0／=0.0056+0.05〔hw+how〕=0.0056+0.05×0.068=0.0090②工作状态下K=〔h0/h0／〕0.5=〔0.0232/0.009〕0.5=1.6055〉1.5故不会产生严重漏液5.降液管液泛情况校验(1)选取降液管下缘到下层塔板距离=20mmAda=0.02×lW=0.02×1.26=0.0252m2(2)液体流出降液管的阻力损失hda=1.39〔VL/3600Ada〕2/g=(3)计算液层高度Hd，泡沫层高度HdHd=△Ht+hw+how+△+hda=0.0682+0.05+0.018+0.00725=0.1435m二甲苯—三甲苯物系属一般物系，取=0.5，Hd／=Hd/=0.1435/0.5=0.2869Hd／／(HT+hw)=0.285／(0.45+0.05)=0.57＜1故在本设计中不会发生液泛现象(4)液体在降液管中停留时间的校验τ=3600Hd/VL=3600×0.2235×0.1435/20.5140=5.63s>5s故降液管设计合理。6.负荷性能图及操作性能评定6.1负荷性能图(1)最大气相负荷线〔最大允许液沫夹带线〕=(2)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，由=3得=(3)最小液相负荷线==3.8200(4)最小气相负荷线==48940.54〔5〕降液管液泛线==48940.546.2综上得VL与关系表如下：各负荷线方程最大气相负荷线最小气相负荷线最大液相负荷线最小液相负荷线降液管液泛线=8358.8576-171.2923=48940.54VL==3.8200=48940.54VL(m3/h)(m3/h)(m3/h)VL==3.8200(m3/h)08358.85764719.654820219.264957857.99644951.391019387.4983107563.79045082.584218984.6228157317.04205190.074718368.1082207096.76545284.167817826.6164256894.36055369.181617283.6124306705.08615447.479116583.3128356526.09495520.501315918.5708406355.46005589.226215038.86136.3根据上表相关数据，作出筛板的负荷性能图，如下:7.操作性能的评定：7.1本设计的操作条件为=23.5140,=7447.6359，在负荷性能图上作出操作点P〔,〕，连接OP，即作出操作线。7.2根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标，计算以下参数：根据负荷性能图及操作线的交点，可以看出从图上读出:=14850.56，=5108.46,=40.94，=14.33。〔1〕操作弹性系数〔极限负荷比〕：按气相负荷计算：==按液相负荷计算：==〔2〕设计工作点的安定系数〔设计负荷对极限之比〕：对气相负荷上限：==对气相负荷下限：==对液相负荷上限：==对液相负荷下限：==工程符号单位数据平均气相VGm3/h7447.6359流量液相VL20.5140实际塔板数N块25板间距HTm0.45塔径Dm1.8空塔气速UGm/s1.0209塔板液流型式单流型溢流装置降液管型式弓型堰长lWm1.26堰高hwm0.05溢流堰宽度Wdm0.252管底与受液盘距离h0m0.068板上清液层高度Hdm0.1435孔径d0mm5开孔面积A0m20.2114筛孔气速U0m/s9.7861塔板压强△hm0.0682液体在降液管内停留时间τs5.63液沫夹带分率----0.0069气相负荷上限1.99气相负荷下限1.46液相负荷上限KA、L--1.74液相负荷下限K/A、L--1.648.参考资料：化工原理上下册〔谭天恩等编著〕化学工程手册第13篇?气液传质设备?炼焦化学产品理化常数饱和蒸气压数据lg=Ai-Bi/(t+Ci)[mmHg]式中t：温度，℃：饱和蒸气压，毫米汞柱Ai,Bi,Ci：同组分种类有关的常数组分名称AiBiCi甲苯6.9531344219.4二甲苯7.0001463214.7液体的物理性质同温度的近似关系：性质组分密度(kg/m3)粘度(CP)外表张力(dyne/cm)甲苯869-0.9780.586-0.003528.53-0.113二甲苯864-0.8750.687-0.004228.99-0.109结束语通过本次对双组分连续精馏筛板塔的设计，我了解了设计要求，掌握了设计步骤，学会熟练地计算在给定原料组成及处理量、产品组分或别离要求的情况下的设计过程，更为以后在工作中相似的实际操作中打下根底。在此感谢老师和同学的指导与帮助。目录TOC\o"1-4"\h\z\u第一章原始数据 1第二章设计计算 11.全塔物料恒算计算馏出液及残液产量 12.塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算 22.1确定操作压力 22.2计算塔顶温度: 22.3计算平均相对挥发度 42.4计算最小回流比 43.确定最正确操作回流比及塔板层数 53.1求相平衡方程式 53.2计算理论塔板数 53.3绘制R～NT曲线、确定最正确回流比及最正确理论板数 124.塔板结构计算 134.1塔顶实际气液相体积流量 134.2塔板间距的选择 144.3确定液汽的动能参数 144.4计算液泛速度 154.5空塔气速 154.6确定溢流方式 154.7根据VG求D 154.8计算圆整后实际气速 154.9塔板结构尺寸 154.10确定溢流堰高度和堰上液层高度 164.11板面筛孔布置的设计 164.12水力学性能参数的计算、校核 165.降液管液泛情况校验 176.负荷性能图及操作性能评定 186.1负荷性能图 18(1)最大气相负荷线 18(2)最大液相负荷线 PA