化工原理課程設(shè)計--雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

1、雙組分連續(xù)精餾篩板塔設(shè)計說明書原始數(shù)據(jù)1.設(shè)計題目：雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計2.原料處理量：1.30×104kg/h3.原料組成：組分名稱苯甲苯組成（質(zhì)量分率）0.78 （ 苯（M=78kg/kmol） ,二甲苯 （M=92kg/kmol）)4.分離要求：（1）：餾出液中低沸點組分的含量不低于97.5%（質(zhì)量分率）（2）：餾出液中低沸點組分的收率不低于97%（質(zhì)量分率）5.操作條件：（1）：操作壓力：常壓（2）：進料及回流狀態(tài)：泡點液體設(shè)計計算1.全塔物料恒算計算餾出液及殘液產(chǎn)量F=D+WF=L+W =0.7335=0.9787M=0.7335×78+（1-0.7335）

2、×92=81.73g/molF=159.06 Kmol/h=0.97 D=115.63Kmol/hW= FD W=159.06115.63=43.43Kmol/h=0.08072.塔頂溫度、塔底溫度及最小回流比的計算2.1 確定操作壓力塔頂：P頂=760mmHg塔底：P底=760mmHg+nP (n=2030塊)P=100mmH2On=20 p底=760+20×=907.06mmHg2.2 根據(jù)塔頂壓力及塔頂汽相組成用視差法計算塔頂溫度（即露點溫度）:(1) 令td=81.14AA=6.906 BA=1211 CA=220.8AB=6.953 BB=1344 CB=219.

3、4P0i =AiBi/(Ci+td)lgP0A =AABA/(CA+td)=6.906=785.78mmHglgP0B =ABBB/(CB+td)=6.953=302.76mmHg (其中yA = XD ) (其中yB =1yA )<(0.0004)頂= P0A /P0B =785.78/302.76=2.5954t頂 =81.14同理，根據(jù)塔底壓力及塔底殘液組成用試差法計算塔底溫度（即泡點溫度）:(1)令tb= 113.30CP0A =AiBi/(Ci+tb)AA=6.906 BA=1211 CA=220.8AB=6.953 BB=1344 CB=219.4lgP0A =AABA/(C

4、A+tb)=1911.17mmHglgP0B =ABBB/(CB+tb)=819.03mmHg 2.10699×0.0807= 0.1700(其中XA = XW)0.90295×(10.0807)= 0.8300(其中XB =1XW) 0.0001<(0.0004)底= P0A /P0B = 1911.17/819.03=2.3335t底=113.30 2.3 計算平均相對揮發(fā)度2.4 計算最小回流比Rmin因為進料狀態(tài)為泡點進料，所以q=1,則3.確定最佳操作回流比及塔板層數(shù)采用逐板法計算 3.1 求相平衡方程式，并化成最簡的形式3.2 初選操作回流比計算理論塔板數(shù)

5、 （1）當(dāng)=1.1×0.78=0.8時,精餾段操作線方程提留段操作線方程用逐板計算法計算精餾段的板數(shù):（平衡方程與精餾段操作線方程聯(lián)立逐步求解）=0.9787X1=0.9492y2=0.9650X2 =0.9181y3 =0.9507X3=0.8869y4=0.9362X4=0.8564y5 =0.9222X5=0.8281y6=0.9091X6=0.8026y7 =0.8973X7=0.7803y8=0.8870X8=0.7614y9 =0.8783X9=0.7458y10 =0.8711X10=0.7331< XF=0.7335所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=10-1=9塊用

6、逐板計算法計算提餾段的板數(shù):（平衡方程與提餾段操作線方程聯(lián)立逐步求解） 所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=13-1=12塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為13+12=25塊同理可得：（2）當(dāng)=1.2×1.6173=1.9408時精餾段: 所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=12-1=11塊提餾段:所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=11-1=10塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為11+10=21塊（3）當(dāng)=1.3×1.6173=2.1025時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=11-1=10塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=10-1=9塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為10+9=19塊（4）當(dāng)=1.

7、4×1.6173=2.2642時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=10-1=9塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=10-1=9塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為n+m=9+9=18塊（5）當(dāng)=1.5×1.6173=2.4260時精餾段；所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=10-1=9塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=9-1=8塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為9+8=17塊（6）當(dāng)=1.6×1.6173=2.5877時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=9-1=8塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=9-1=8塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為8+8=16塊（7）當(dāng)=1

8、.7×1.6173=2.7494時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=9-1=8塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=9-1=8塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為8+8=16塊（8）當(dāng)=1.8×1.6173=2.9999時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=9-1=8塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=8-1=7塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為8+7=15塊（9）當(dāng)=1.9×1.6173=3.0729時精餾段：所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=9-1=8塊提餾段：所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=8-1=7塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為8+7=15塊（10）當(dāng)=2.0

9、15;1.6173=3.2346時精餾段:所以精餾段的理論板數(shù)為n-1=8-1=7塊提餾段:所以提餾段的理論板數(shù)為m-1=8-1=7塊所以該精餾塔的總理論板數(shù)為7+7=14塊3.3繪制RNT曲線，并根據(jù)曲線轉(zhuǎn)點的位置，確定最佳回流比及最佳理論板數(shù)相關(guān)數(shù)據(jù)如下表：Ri為n倍Rmin全塔理論塔板數(shù)NTRi為n倍Rmin全塔理論塔板數(shù)NTR11.125R61616R21.221R71.716R31.319R81.815R41.418R91.915R51.517R102.014RNT曲線根據(jù)曲線可知，最佳操作回流比R=R6=2.5877 ，最佳理論塔板數(shù)NT =16（塊）3.4塔板效率及全塔理論板數(shù)：

10、t=(td+tb)/2=(111.27+148.70)/2 = 129.99µ 甲苯 =µ20+µ（t20）/t=0.586+-0.0035×（129.9920）=0.2011µ 二甲苯=µ20+µ（t20）/t=0.687+-0.0042×（129.9920）=0.2250µL =xiµLi = XFµL甲苯+ XFµL二甲苯 =0.4751×0.2011+0.4751×0.2250=0.2024N= NT/ 1.1 =16/0.6535=24.48 圓

11、整為25塊4塔板結(jié)構(gòu)計算（設(shè)計塔頂?shù)谝粔K塔板）塔精餾段第一塊塔板的設(shè)計：4.1塔頂實際氣液相體積流量=20+（td20）/t對液相來說：L甲苯=20+（td20）/t=869+-0.978×（111.2720）=773.8700 Kg/m3L二甲苯=20+（td20）/t=864+-0.875×（111.2720）=784.1388 Kg/m3L=xiL i=L甲苯 X1+L二甲苯（1X1）=773.8700×0.9712+784.1388×（10.9712）=774.1657Kg/m3ML=xi Mi= M甲苯X1+M 二甲苯（1X1）=92×

12、;0.9712+106×（10.9712）=93.2554對氣相來說：G =PMG/RT =Pyi Mi/RT =101.325×XDM甲苯+（1XD）M二甲苯/8.314×（273.15+td）=10.325×0.9870×92+（1-0.9870）×106/8.314×（273.15+111.27）=2.9224 Kg/m3VG =（R+1）DMG/G=（2.5877+1）×65.8106×92.1820/2.9224=7447.6359 VL =RDML/L=2.5877×65.8106&

13、#215;93.2554/774.1657=20.5140 4.2塔板間距HT的選擇HT =0.45m 4.3確定液汽的動能參數(shù) 查表 C20=0.084=20+（t20）/t甲苯=20+（t20）/t=28.53+（-0.113）×（129.9920）=27.1001二甲苯=20+（t20）/t=28.99+（-0.109）×（129.9920）=17.0011=xi i=甲苯XD+二甲苯（1XD）=27.1001×0.9870+17.0011×（10.9870）=26.9688C= C20（/20）0.2=0.084×（26.9688/20

14、）0.2 =0.08924.4計算液泛速度UF（Umax）UF =C=0.0892×(（784.1388-2.9224）/2.9224 ）0.5=1.4584 m/s 4.5空塔氣速取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速=0.7=0.71.4584=1.0209m/s4.6確定溢流方式選用單溢流弓形降液管，取=0.7查弓形降液管的參數(shù)圖，查取降液管面積同塔截面積的比值=0.088降液管寬度同塔徑的比值=0.144.7根據(jù)VG求DAG =VG/ UG =7447.6359/(1.0209×3600)=2.0264塔截面積：塔徑：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1.8m4.8計算圓整后實際氣速=D

15、2/4=3.14×1.82/4=2.54m2AG = A（1Ad/A）=2.54×（10.088）=2.3165 UG = VG/ AG =7447.6359/(2.3165×3600)=0.8931 m/sUG/ UF =0.8931/1.4584=0.6124 m/s (在0.60.8范圍內(nèi))4.9在D=1.8m時，塔板結(jié)構(gòu)尺寸： 堰長：LW =0.7D=0.7×1.8=1.26m降液管寬度：Wd =0.14D=0.14×1.8=0.252m降液管面積： =0.088 =0.088×2.54=0.2235m24.10確定溢流堰高度

16、hw和堰上液層高度how選hw =0.05m 查取液流收縮系數(shù)圖，得液流收縮系數(shù)E=1.021,選用平直堰，堰上液層高度=0.0028E0.018m=+=50+18=68mm4.11板面篩孔布置的設(shè)計（1）板面篩孔位置設(shè)計：板面篩孔孔徑： do =5mm孔中心距/孔徑比 t / do = 3孔中心距t=3d0 = 3×5=15mm選塔板厚度=3.5mm（碳鋼板）（2）計算開孔區(qū)面積AaAa =2 Aa =2.542×0.2235=2.0930 m2(3)求開孔率= A0/ Aa =0.907（do / t）2=0.907×（1/3）2=0.101(4)計算塔板開孔

17、面積A0=Aa =0.101×2.0930=0.2114 (5)孔速U0 = VG/ A0=7447.6359/(0.2114×3600)=9.7861 m/s(6)孔數(shù) N= A0/（do 2/4）=(0.2114×4)/(3.14×0.0052)=10772（個）4.12水力學(xué)性能參數(shù)的計算、校核(1)液沫夾帶分率的校核EG =0.057×0.8931/（0.452.59×(0.05 +0.018）/ 26.9688=0.00690.1 故在本設(shè)計液沫夾帶量EG在允許范圍內(nèi)。(2)塔板壓降干板壓降=（9.7860/0.892）2（

18、2.9224/774.1657）/2×9.8=0.0232m液體靜壓降,查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得充氣系數(shù)=0.62 =（hw + how）=0.62×0.068=0.0422表面壓力降=4×10-3×26.9688/（9.8×784.1388×0.005）=0.0028m單板壓降 h = =0.0232+0.0422+0.0028=0.0682m全塔總壓降=760 mmHg (3)液面落差 h0/2 忽略(4)塔板漏液情況校驗產(chǎn)生漏液的干板壓降h0h0=0.0056+0.05（hw + how）=0.0056+0.05×0.06

19、8=0.0090工作狀態(tài)下K= （h0/ h0）0.5=（0.0232/0.009）0.5=1.60551.5故不會產(chǎn)生嚴(yán)重漏液5.降液管液泛情況校驗(1)選取降液管下緣到下層塔板距離 =20mmAda=0.02×lW =0.02×1.26=0.0252m2 (2)液體流出降液管的阻力損失hda=1.39（VL/3600 Ada）2/g =(3)計算液層高度Hd，泡沫層高度HdHd=Ht+ hw + how+ hda =0.0682+0.05+0.018+0.00725=0.1435m二甲苯三甲苯物系屬一般物系，取=0.5，Hd= Hd/=0.1435/0.5=0.2869

20、Hd(HT + hw) =0.285(0.45+0.05)=0.571 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象(4)液體在降液管中停留時間的校驗=3600 Hd / VL =3600×0.2235×0.1435/20.5140=5.63 s> 5 s故降液管設(shè)計合理。6.負荷性能圖及操作性能評定6.1負荷性能圖(1)最大氣相負荷線（最大允許液沫夾帶線） = =8358.8576-171.2923(2)最大液相負荷線 以=3s作為液體在降液管中停留時間的下限，由=3 得=(3) 最小液相負荷線 =3.8200(4) 最小氣相負荷線=48940.54（5）降液管液泛線=48940.

21、546.2 綜上得VL與關(guān)系表如下：各負荷線方程最大氣相負荷線最小氣相負荷線最大液相負荷線最小液相負荷線降液管液泛線=8358.8576-171.2923=48940.54VL=3.8200=48940.54VL(m3/h)(m3/h)(m3/h)VL=3.8200 (m3/h)08358.85764719.654820119.264957857.99644951.391019387.4983107563.79045082.584218984.6228157317.04205190.074718368.1082207096.76545284.167817826.6164256894.36055

22、369.181617283.6124306705.08615447.479116583.3128356526.09495520.501315918.5708406355.46005589.226215038.86136.3根據(jù)上表相關(guān)數(shù)據(jù)，作出篩板的負荷性能圖，如下:7.操作性能的評定：7.1本設(shè)計的操作條件為=23.5140,=7447.6359 ，在負荷性能圖上作出操作點P（,），連接OP，即作出操作線。7.2根據(jù)操作線同負荷性能圖的交點及設(shè)計工作點的坐標(biāo)，計算下列參數(shù)：根據(jù)負荷性能圖及操作線的交點，可以看出從圖上讀出: =14850.56 ， =5108.46 ,=40.94 ， =14

23、.33 。（1）操作彈性系數(shù)（極限負荷比）：按氣相負荷計算：=按液相負荷計算：=（2）設(shè)計工作點的安定系數(shù)（設(shè)計負荷對極限之比）：對氣相負荷上限：=對氣相負荷下限： =對液相負荷上限：=對液相負荷下限：=項目符號單位數(shù)據(jù) 平均氣相VGm3/h7447.6359流量液相VL20.5140實際塔板數(shù)N塊25板間距HTm0.45塔徑Dm1.8空塔氣速UGm/s1.0209塔板液流型式-單流型溢流裝置降液管型式-弓型堰長lWm1.26堰高hwm0.05溢流堰寬度Wdm0.252管底與受液盤距離h0m0.068板上清液層高度Hdm0.1435孔徑d0mm5開孔面積A0m20.2114篩孔氣速U0m/s9.7861塔板壓強hm0.0682液體在降液管內(nèi)停留時間s5.63液沫夾帶分率- - 0.0069氣相負荷上限-1.99氣相負荷下限-1.46液相負荷上限KA、L-1.74液相負荷下限K/A、L-1.648.參考資料：1. 化工原理上下冊（譚天恩等編著）2. 化學(xué)工程手冊第13篇氣液傳質(zhì)設(shè)備3. 煉焦化學(xué)產(chǎn)品理化常數(shù)4. 飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)lg=Ai-Bi/(t+Ci) mmHg式中t：溫度，：飽和蒸氣壓，毫米汞柱Ai,Bi,Ci：同組分種類有關(guān)的常數(shù)組分名稱AiBiCi甲苯6.953134