甲苯―二甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计

-1-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-2-目录一．序…………………………………………………………………3二．原始数据…………………………………………………………4三．设计计算…………………………………………………………4I.工艺设计计算1.物料衡算………………………………………………………42.塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算……………………53.确定最佳操作回流比及塔板层数……………………………6II．设备设计计算1.塔板结构计算…………………………………………………122.溢流堰高度及堰上液层高度的确定…………………………143.板面筛孔布置的设计…………………………………………14四.水力学性能参数及校核…………………………………………15五.塔板负荷性能图…………………………………………………17六.筛板设计计算的主要结果：……………………………………19七．主要符号说明（略）……………………………………………19八.主要参考文献……………………………………………………19九.结束语……………………………………………………………20-3-一．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)，-4-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：1.35×104kg/h3.原料组成：4.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）。5.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I.工艺设计计算1.物料衡算甲苯的摩尔质量：MA=92kg/kmol二甲苯的摩尔质量：MB=106kg/kmol原料液摩尔分率：604.010657.019257.09257.0Fx塔顶产品摩尔分率：9870.0106985.0192985.092/985.0Dx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：544.971035.14F=138.41kmol/h塔顶易挥发组分回收率：98.0FDxFxD98.0604.040.1389870.0D组分名称甲苯二甲苯组成（质量分率）0.570.43-5-∴05.83Dkmol/h总物料衡算：FDW∴WFD＝138.41－83.05＝55.36mol/hFDWFxDxWx138.41×0.604＝83.05×0.987＋55.36×Wx∴Wx=0.030182.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+25×1002mmHO=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。设顶t=111.27℃由4.1921344953.6lg0顶tPA得AP=773.614925mmHg由214.714630.7lg0顶tPB得BP=324.9802mmHg760614925.7730PPkAA1.01791427605.07609802.3240PPkBB9693.001791.1987.0AAAkyx0304.0427605.0987.01BBBkyx000031.010304.0969631.01ix=0.0004∴顶t=111.27℃假设正确，为所求露点温度。∴3805.2324.980213773.614925PP0B0A顶（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。设底t=147.45℃由219.41344953.6lg0底tPA得AP=1960.547009mmHg-6-由214.71463000.7lg0底tPB得BP=912.50966mmHg077239.28235.943547009.19600PPkAA966822.08235.94350966.9120PPkBB06269107.0077239.203018.0AAAkxy9376433.0966822.003018.01BBBkxy000334.019376433.006269107.01iy=0.0004∴底t=147.66℃假设正确，为所求泡点温度。∴1337.2PP0B0A底∴254.2底顶（4）计算最小回流比Rmin：1qFexx0.6047747.011eeexxy243.1604.07747.07747.09870.0mineeeDxyyxR3.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：nnnnnyyyyx254.1254.21b)列操作线方程：精馏段：111DnnxRyxRR提馏段：1mmwLFWyxxLFWLFWc)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xn≤xF时，则n-1即为精馏段的理论板数。d)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。e)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：1ny=0.5776nx+0.4169-7-提馏段：1my=1.2816mx-0.2816精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.95150.977910.59220.766030.92750.966520.57160.750540.89920.952630.53800.724150.86700.936340.48640.681060.83180.917750.41470.614970.79510.897460.32730.523080.75850.876270.23640.411090.72350.855080.15630.2945100.69150.834890.09530.1918110.66350.8163100.05380.1136120.63990.8002110.02780.0605130.62040.7865140.60490.7753150.59260.7663TN=26（包括釜）精N=15提N=11（包括釜）1)R=1.2Rmin精馏段：1ny=0.5987nx+0.3961提馏段：1my=1.2675mx-0.2675nxymxy10.97120.98700.604320.95070.977510.58140.757930.9250.965320.54400.728940.89370.949930.48700.681550.85710.931140.40880.609260.81630.909250.31600.510170.77310.884860.22280.392580.72980.858970.14360.274390.68880.833080.08540.1739100.65190.808590.4710.1002110.62030.7864100.02360.0516120.59420.7675TN=22（包括釜）精N=12提N=10（包括釜）2)R=1.3Rmin精馏段：1ny=0.6177nx+0.3773-8-提馏段：1my=1.25482mx-0.25482精馏段提馏段nxymxy10.97120.987000.604320.95000.977210.57180.750630.92260.964120.52040.709840.88840.947230.44660.645350.84760.926140.35410.552760.80130.900950.25580.436670.75190.872360.16830.313380.70240.841870.10180.203590.65590.811280.05710.1201100.61480.782590.02940.0640110.58030.7571TN=20（包括釜）精N=11提N=9（包括釜）3)R=1.4Rmin精馏段：1ny=0.6351nx+0.3602提馏段：1my=1.2433mx-0.2433精馏段提馏段nxymxx10.97120.987000.604320.94960.977010.56320.744030.92070.963220.50030.692940.88380.944930.41450.614750.83890.921540.31420.508060.78720.892950.21610.383370.73190.860160.13560.261380.67640.824970.07860.161290.62490.789780.04220.0904100.58020.757090.02050.0451TN=19（包括釜）精N=10提N=9（包括釜）4)R=1.5Rmin精馏段：1ny=0.6509nx+0.3446提馏段：1my=1.2327mx-0.2327精馏段提馏段nxymxy10.97120