化工原理课程设计94345.docx
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化工原理课程设计94345
课程设计说明书
设计题目：
一甲苯一二甲苯双组份连续精馏筛
板塔的设计
学院、系：
专业班级：
学生姓名：
指导教师：
成绩:
2012年07月09日
时需Sr彳
………4恵WF#
1第一部分工艺设计4
1.1物料衡算：
4
1.2塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算：
5
1.3确定最佳操作回流比与塔板层数：
6
1.3.1列相平衡关系式：
6
1.3.2列操作线方程：
7
1.3.3由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成：
7
1.3.4由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成：
7
1.3.5逐板法计算塔板层数：
7
1.3.6对上表塔板数列表：
12
1.3.7绘制R-Nt曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数：
13
1.3.8查取塔板效率：
13
1.3.9计算全塔理论板数：
14
2第二部分结构设计14
2.1塔板结构计算：
（设计塔顶第一块板）14
2.1.1计算塔顶实际的汽液相体积流量：
14
2.1.2选取塔板间距Ht:
15
2.1.3计算液泛速度Uf（Umax）:
15
2.1.4空塔气速：
15
2.1.5选取溢流方式及堰长同塔径的比值lw/D:
15
2.1.6计算塔径：
16
2.1.7计算塔径圆整后的实际气速：
16
2.1.8在D=1.8m时，塔板结构尺寸：
16
2.2溢流堰高度hw及堰上液层高度how的确定16
2.3板面筛孔布置的设计17
2.3.1选取筛孔直径do=5mm。
17
2.3.2计算开孔区面积Aa：
17
2.3.3开孔率17
2.3.4开孔面积：
17
2.4水力学性能参数计算及校核18
2.4.1液沫夹带分率的检验18
2.4.2塔板压降18
2.4.3液面落差的校验：
18
2.4.4塔板漏液状况的校验19
时磊忖呎
………4恵仙4…
245降液管液泛情况的校验：
19
246液体在降液管内停留时间的校验：
20
2.5塔板负荷性能图20
2.5.1负荷性能图20
2.5.2操作性能的评定：
22
2.6筛板设计计算的主要结果：
22
3结束语25
化工原理课程设计
I.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：
1.35x10kg/h
3.原料组成：
组分名称
二甲苯
三甲苯
组成（质量分率）
0.55
0.45
4.
0.985（质量分率）。
0.99（质量分率）。
分离要求：
（1）:
馏出液中低沸点组分的含量不低于
（2）:
馏出液中低沸点组分的收率不低于
5.操作条件：
（1）：
操作压力：
常压。
（2）：
进料及回流状态：
泡点液体。
1第一部分工艺设计
1.1物料衡算:
二甲苯的摩尔质量:
三甲苯的摩尔质量:
原料液摩尔分率:
Xf
MA=106kg/kmol
Mb=120kg/kmol
0.55
/106
0,55（1-0.55）0'5805
106120
塔顶产品摩尔分率:
Xd
0.985
106
0.98510.985
>106/120
0.9867
原料液的平均摩尔质量:
M=0.5805x106+（1-0.5805）x120=111.873kg/kmol
物料衡算原料处理量：
F
85.9814
塔顶易挥发组分回收率：
-
Xd
0.99
FXf
D°.98670.99
120.67250.5805
•••D70.2847kmol/h
时需忖呎
——AWF#
总物料衡算：
FDW•••WFD=120.6725-70.2847=
50.3878kmol/h
FxfDxdWxw120.6725区.5808=70.2874区.9867+50.3878淪/
二xw=0.01457
1.2塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算:
1.2.1确定操作压力:
塔顶压力：
760mmHg
塔底压力：
760mmHg+25X100mmH2O=943.8235mmHg1.2.2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=141.09C
顶
Pb
Pa；7Z2ZZ3P2.2461
0344.05351.2.3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。
其中二甲苯、三甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。
设t底=178.35C
•••t底=178.35C假设正确，为所求泡点温度。
顶底2.24612.03952.1403
1.2.4计算最小回流比Rmin:
Xn
yn
Vn
1yn2.14031.1403yn
Rmin些一北0.98670.74761.4309
yeXe0.74760.5805
1.3确定最佳操作回流比与塔板层数:
1.3.1列相平衡关系式:
时磊忖呎
4恵WF#
1.3.2列操作线方程：
精馏段：
RXd
yn1Xn
R1R1
提馏段：
LFW
ym1LFWXmLFWXw（L=R*D）
1.3.3由塔顶向下逐板计算精馏段的汽、液相组成：
由yi=XD，根据平衡关系计算xi，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xn1.3.4由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成：
由xi=xn，根据操作关系计算y2,由平衡关系计算X2,由操作关系计算y3,…由平衡关系计算Xm,当xm1.3.5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,按上述2-4步计算，具体计算结果如下表：
R=1.1Rmin
精馏段提馏段
n
X
y
m
X
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5772
0.7450
2
0.9534
0.9777
2
0.5631
0.7339
3
0.9306
0.9664
3
0.5406
0.7158
4
0.9034
0.9524
4
0.5065
0.6871
5
0.8719
0.9358
5
0.4575
0.6435
6
0.8368
0.9165
6
0.3930
0.5808
7
0.7994
0.8951
7
0.3137
0.4984
8
0.7612
0.8722
8
0.2385
0.4013
9
0.7240
0.8488
9
0.1674
0.3009
10
0.6893
0.8261
10
0.1105
0.2100
11
0.6578
0.8045
11
0.0691
0.1375
12
0.6317
0.7859
12
0.0413
0.0843
13
0.6095
0.7696
13
0.0234
0.0487
14
0.5915
0.7560
14
0.0122
0.0258
Nt=27（不包括塔釜）N精=14N提=13（不包括塔釜）
R=1.2Rmin
精馏段
提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5634
0.7342
2
0.9528
0.9774
2
0.5315
0.7083
3
0.9285
0.9653
3
0.4845
0.6679
4
0.8986
0.9499
4
0.4207
0.6086
5
0.8631
0.9310
5
0.3432
0.5280
6
0.8228
0.9086
6
0.2606
0.4300
7
0.7793
0.8831
7
0.1841
0.3256
8
0.7346
0.8556
8
0.1218
0.2288
9
0.6913
0.8274
9
0.0762
0.1501
10
0.6514
0.8000
10
0.0455
0.0925
11
0.6165
0.7748
11
0.0258
0.0537
12
0.5872
0.7527
12
0.0137
0.0288
Nt=23（不包括塔釜）
N精12N提=11
（不包括塔釜）
R=1.3Rmin
精馏段提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5460
0.7202
2
0.9524
0.9772
2
0.4973
0.6792
3
0.9268
0.9644
3
0.4307
0.6182
4
0.8945
0.9478
4
0.3496
0.5350
5
0.8554
0.9268
5
0.2634
0.4336
6
0.8102
0.9014
6
0.1842
0.3258
7
0.7609
0.8720
7
0.1204
0.2267
8
0.7102
0.8399
8
0.0745
0.1469
9
0.6613
0.8069
9
0.0439
0.0895
100.61690.7751
10
11
0.0246
0.0128
0.0512
0.0271
Nt=20（不包括塔釜）
N精=10N提=10
（不包括塔釜）
R=1.4Rmin
精馏段
提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5417
0.7167
2
0.9516
0.9768
2
0.4840
0.6675
3
0.9245
0.9632
3
0.4081
0.5960
4
0.8895
0.9451
4
0.3201
0.5020
5
0.8463
0.9218
5
0.2323
0.3931
6
0.7958
0.8930
6
0.1565
0.2842
7
0.7405
0.8593
7
0.0990
0.1904
8
0.6839
0.8224
8
0.0594
0.1191
9
0.6300
0.7847
9
0.0340
0.0701
10
0.5820
0.7487
10
0.0184
0.0386
11
0.0078
0.0193
Nt=20（不包括塔釜）
N精=10N提=10
（不包括塔釜）
R=1.5Rmin
精馏段
提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5530
0.7258
2
0.9514
0.9767
2
0.4933
0.6757
3
0.9233
0.9626
3
0.4145
0.6024
4
0.8863
0.9435
4
0.3234
0.5057
5
0.8399
0.9182
5
0.2329
0.3938
6
0.7851
0.8866
6
0.1555
0.2826
7
0.7246
0.8492
7
0.0974
0.1876
8
0.6627
0.8079
8
0.0579
0.1163
9
0.6043
0.7657
9
0.0329
0.0678
10
0.0177
0.0371
11
0.0087
0.0184
Nt=19（不包括塔釜）N精=9N提=10（不包括塔釜）
R=1.6Rmin
精馏段提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5790
0.7465
2
0.9510
0.9765
2
0.5239
0.7020
3
0.9218
0.9619
3
0.4482
0.6349
4
0.8828
0.9416
4
0.3567
0.5427
5
0.8331
0.9144
5
0.2616
0.4312
6
0.7738
0.8798
6
0.1771
0.3154
7
0.7082
0.8386
7
0.1120
0.2125
8
0.6415
0.7929
8
0.0670
0.1332
9
0.0382
0.0784
10
0.0207
0.0433
11
0.0104
0.0220
Nt=18（不包括塔釜）
N精=8
N提=10
（不包括塔釜）
R=1.7Rmin
精馏段提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5557
0.7281
2
0.9507
0.9763
2
0.4854
0.6688
3
0.9205
0.9612
3
0.3960
0.5839
4
0.8796
0.9399
4
0.2977
0.4757
5
0.8268
0.9109
5
0.2059
0.3569
6
0.7634
0.8735
6
0.1322
0.2459
7
0.6930
0.8285
7
0.0800
0.1568
8
0.6217
0.7786
8
0.0461
0.0937
9
0.0253
0.0527
10
0.0131
0.0276
Nt=17（不包括塔釜）N精=8N提=9（不包括塔釜）
R=1.8Rmin
精馏段
提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5328
0.7094
2
0.9502
0.9761
2
0.4502
0.6367
3
0.9190
0.9604
3
0.3520
0.5376
4
0.8759
0.9379
4
0.2525
0.4197
5
0.8199
0.9069
5
0.1670
0.3003
6
0.7522
0.8666
6
0.1032
0.1976
7
0.6771
0.8178
7
0.0604
0.1210
8
0.6016
0.7637
8
0.0338
0.0696
9
0.0180
0.0377
10
0.0088
0.0187
Nt=17（不包括塔釜）
N精=8
N提=9
（不包括塔釜）
R=1.9Rmin
精馏段
提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5114
0.6914
2
0.9498
0.9759
2
0.4194
0.6072
3
0.9175
0.9597
3
0.3162
0.4974
4
0.8725
0.9361
4
0.2185
0.3744
5
0.8134
0.9032
5
0.1396
0.2578
6
0.7416
0.8600
6
0.0838
0.1638
7
0.6621
0.8075
7
0.0479
0.0972
8
0.5828
0.7494
8
0.0261
0.0543
9
0.0135
0.0284
时磊忖呎…
4矗嫁歼心
Nt=16（不包括塔釜）N精=8N提=8（不包括塔釜）
R=2.0Rmin
精馏段提馏段
n
x
y
m
x
y
1
0.9720
0.9867
1
0.5672
0.7372
2
0.9496
0.9758
2
0.4866
0.6698
3
0.9167
0.9593
3
0.3865
0.5742
4
0.8702
0.9349
4
0.2810
0.4555
5
0.8086
0.9004
5
0.1874
0.3305
6
0.7333
0.8548
6
0.1161
0.2195
7
0.6500
0.7990
7
0.0680
0.1350
8
0.0380
0.0779
9
0.0202
0.0423
10
0.0101
0.0213
Nt=16（不包括塔釜）N精=7N提=9（不包括塔釜）
1.3.6对上表塔板数列表:
R=nRmin
1.1
1.2
1.3
1.4
1.5
1.6
1.7
1.8
1.9
2.0
精馏段
14
12:
10
：
10：
9
8:
8
8:
8
P7
提馏段
13
11
10
10
10
10I
9
9
8
9
N（不含釜）
27
23「
20
r20「
19
18:
17
仃:
16
r16
137绘制R-Nt曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板
15-
数:
1.21.41.6
1.822.2
R（最小回流比倍数）
10，
本题取回流比R1.3Rmin1.30.1.43091.8602
Nt=20（不包括塔釜）N精=10N提=10（不包括塔釜）
0.58050.0.100210.58050.0.28010.1757
1.3.8查取塔板效率:
丄t底t
顶141.09178.35
t
2
2
J
二甲苯
20（t）（t20）
0.1002
三甲苯
20（t）（t20）
0.2801
L
XiXF二甲苯（1-XF）三甲苯
时磊忖呎…
4矗嫁歼心
02450245
Et0.49L'0.492.14030.1757.0.6227
N实Nt不含釜
Et
1.3.9计算全塔理论板数:
2032.11取N实=33块
0.6227
2第二部分
结构设计
2.1塔板结构计算:
（设计塔顶第一块板）
2.1.1计算塔顶实际的汽液相体积流量:
对于液相：
l二甲苯20（—^）（t20）741.75Kg/
L三甲苯20（—^）（t20）779.21Kg/
液相密度计算:
LL二甲苯X1
L三甲苯（1x1）741.750.9720+779.21（1-0.9720）
L742.80Kg/m3
汽相密度计算:
M=0.9867X106+（1-0.9867）X120=106.19kg/kmol
PM
G
血325106・193.1242Kg/m3
RT顶8.314273.15141.09
塔顶气相体积流量:
3
VlRDM/l1.860270.2847106.19/742.8018.6910m/h
VG（R1）DM/G（1.86021）70.2847106.19/3.12426832.8516m3/h
时需Sr彳
………4恵WF#
2.1.2选取塔板间距Ht:
选取塔板间距Ht=0.45m
计算液汽动能参数C:
液气动能参数：
Vll18.6910.742.800.04218
Vg丫g6832.8516、3.1242
查史密斯关联图，查得汽相负荷参数C200.088
液体表面张力的计算：
二甲苯
20（）（t20）28.99-0.109（159.72-20）=13.7605dyne/cm
三甲苯
i
20（）（t20）28.93-0.101（159.72-20）=14.8183dyne/cm
ixi13.76050.5805+14.8183（1-0.5805）=14.2042dyne/cm
CC
0.2
20（方f20.08814；420.08218
742.803.1242
\；3.1242
1.2645m/s
Uf
0.08218
2.1.3计算液泛速度Uf（Umax）:
2.1.4空塔气速:
取安全系数为0.7，则空塔气速Ug=0.7Uf=0.71.2645=0.8852m/s
2.1.5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/A=0.088，及降液管宽度同塔径的比
值Wd/D=0.14。
时需Sr彳
………4恵WF#
2.1.6计算塔径：
截塔面积：
A/iAd/A2.144%0.0882.3511m
塔径：
DJ经『2.3511仁730加
按标准塔径圆整后D=1.8m。
2.1.7计算塔径圆整后的实际气速:
A
-D2
22
—1.82.543m
4
4
VG
AgA（1Ad..A）2.543（10.088）2.3196m2
液泛分率：
Ug0.81830.6471m/s在（0.6〜0.8）范围内
uF1.2645
Ug
Ag
6832.85160.8183m/s
2.31963600
2.1.8在D=1.8m时，塔板结构尺寸：
堰长：
lw0.7D0.71.81.26m
降液管宽度：
Wd=0.14D=0.141.8=0.252m
降液管面积：
A0.088A0.0882.543
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