化工原理课程设计设计甲苯二甲苯连续精馏筛板塔的设计.docx
《化工原理课程设计设计甲苯二甲苯连续精馏筛板塔的设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计设计甲苯二甲苯连续精馏筛板塔的设计.docx（16页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
化工原理课程设计设计甲苯二甲苯连续精馏筛板塔的设计
第一部分工艺设计
物料衡算…………………………………………………………………2
塔顶温度、塔底温度及Rmin……………………………………………2
确定最佳操作回流比及塔板层数………………………………………4
第二部分结构设计
塔顶实际气液相体积流量………………………………………………12
塔板间距HT的选择……………………………………………………13
确定液泛的动能参数……………………………………………………13
计算液泛速度UF（Umax）……………………………………………14
空塔气速UG……………………………………………………………14
确定溢流方式…………………………………………………………14
根据VG求D……………………………………………………………14
计算圆整后实际气速…………………………………………………14
确定溢流堰高度hw及堰上液层高度how……………………………15
板面筛孔位置设计……………………………………………………15
水力学性能参数的计算、校核………………………………………16
负荷性能图及操作性能评定…………………………………………17
筛板塔工艺设计计算结果总表………………………………………18
第三部分结束语
结束语…………………………………………………………………19
甲苯—二甲苯连续精馏筛板塔的设计
第一部分工艺设计
一、物料衡算
原料甲苯（M=92kg/kmol）二甲苯（M=106kg/kmol）
F=12500kg/h将F换成kmol/h
F=12500×0.45/92+12500×（1-0.45）/106=126.00kmol/h
馏出液中低沸点组分的含量不低于0.952
XF=0.45/（0.45/92+0.55/106）=0.485
XD=0.952/92〔0.952/92+（1-0.952）/106〕=0.9581
DXD/FXF=0.962
D=0.962×126.00×0.4852/0.9581=61.38kmol/h
W=F－D=126.00－61.38=64.62
FXF=DXD+WXW
XW=（FXF－DXD）/W=（126.00×0.4852－61.38×0.9581）/64.62=0.036
二、塔顶温度、塔底温度及Rmin
1、确定操作压力
P顶=760mmHg
P底=760+28×100/13.6=965.882mmHg
2、计算塔顶温度td（露点）
⑴设td=112℃
㏒P0A=Ai－Bi/（Ci+td）
AA=6.953BA=1344CA=219,4
AB=7,000BB=1463CB=214.7
lgP0A=AA－BA/（CA+td）=6.953－1344/（112+219.4）
P0A=789.73mmHg
KA=P0A/P顶=789.73/760=1.039
lgP0B=AB－BB/（CB+td）=7.000－1463/（112+214.7）
同理，P0B=332.57mmHg
KB=0.4376
XA=yA/KA其中yA=XD
XA=yA/KA=0.9581/1.039=0.9221
XB=yB/KB其中yB=1－yA=1－0.9581=0.0419
XB=yB/KB=0.0419/0.4376=0.0957
∣ΣXi－1∣=∣XA+XB－1∣
=∣0.9221+0.0957－1∣=0.0178＞ε（0.0004）
⑵设td=112.7℃
lgP0A=AA－BA/（CA+td）=6.953－1344/（112.7+219.4）
P0A=805.43mmHg
KA=P0A/P顶=1.060
lgP0B=AB－BB/（CB+td）=7.000－1463/（112.7+214.7）
同理，P0B=339.99mmHgKB=0.4473
XA=yA/KA其中yA=XD
XA=yA/KA=0.9039
XB=yB/KB其中yB=1－yA=1－0.9581=0.0419
XB=yB/KB=0.0937
∣ΣXi－1∣=∣XA+XB－1∣
=∣0.9039+0.0937－1∣=0.024＞ε（0.0004）
⑶设td=112.6℃
lgP0A=AA－BA/（CA+td）=6.953－1344/（112.6+219.4）
P0A=803.12mmHg
KA=P0A/P顶=1.057
lgP0B=AB－BB/（CB+td）=7.000－1463/（112.6+214.7）
同理，P0B=338.92mmHgKB=0.4459
XA=yA/KA其中yA=XD
XA=yA/KA=0.9064
XB=yB/KB其中yB=1－yA=1－0.9581=0.0419
XB=yB/KB=0.09396
∣ΣXi－1∣=∣XA+XB－1∣
=∣0.9064+0.09396－1∣=0.00036＜ε（0.0004）
α顶=P0A/P0B=803.12/338.92=2.3696
t顶=112.6℃
3、塔底温度tb（泡点）
⑴设tb=145.5℃
㏒P0A=Ai－Bi/（Ci+tb）
AA=6.953BA=1344CA=219.4
AB=7.000BB=1463CB=214.7
lgP0A=AA－BA/（CA+tb）=6.953－1344/（145.5+219.4）
lgP0B=AB－BB/（CB+tb）=7.000－1463/（145.5+214.7）
P0A=1861.23mmHg
KA=P0A/P=1861.23/965.882=1.927
同理，P0B=867.696KB=0.898
yA=XAKA其中XA=XW
yA=XAKA=KAXW=1.927×0.036=0.069
yB=XBKB其中XB=1－XW=1－0.036=0.964
yB=XBKB=0.964×0.898=0.8657
∣Σyi－1∣=∣yA+yB－1∣
=∣0.069+0.964－1∣=0.0653＞ε（0.0004）
⑵设tb=149℃
P0A=2017.4mmHgKA=2.0886
同理，P0B=949.41KB=0.9829
yA=0.075yB=0.9475
∣Σyi－1∣=∣yA+yB－1∣
=∣0.075+0.9475－1∣=0.0225＞ε（0.00004）
⑶设tb=148℃
P0A=1971.79mmHgKA=2.0414
同理，P0B=925.47KB=0.9582
yA=0.073yB=0.9236
∣Σyi－1∣=∣yA+yB－1∣
=∣0.073+0.9236－1∣=0.0033＞ε（0.0004）
⑷设tb=148.1℃
P0A=1976.32mmHgKA=2.0461
同理，P0B=927.84KB=0.9606
yA=0.0737yB=0.9260
∣Σyi－1∣=∣yA+yB－1∣
=∣0.0737+0.9260－1∣=0.00026＜ε（0.0004）
α底=P0A/P0B=1976.32/927.84=2.1300
t底=148.1℃
α=（α顶×α底）1/2=（2.3696×2.1030）1/2=2.247
4.求Rmin
q=1
Xe=XF=0.4852
ye=αXe/1+（α－1）Xe=2.247×0.4852/1+（2.247－1）×0.4852=0.6793
Rmin=（XD－ye）/（ye－Xe）=（0.9581－0.6793）/（0.6793－0.4852）=1.4364
三、确定最佳操作回流比及塔板层数
R=（1.1，1.3，1.5，1.7，1.9）Rmin采用逐板法计算
R=（1.2，1.4，1.6，1.8，2.0）Rmin采用捷算法计算
逐板法计算
⑴R=1.1Rmin=1.1×1.4364=1.580
精馏段：
Xn=yn/α－（α－1）yn=yn/2.247－（2.247－1）×yn
Yn+1=XnR/（R+1）+XD/（R+1）=0.6124Xn+0.3713
X1=0.9150y2=0.9289X2=0.85326y3=0.8938
X3=0.3793y4=0.7236X4=0.7124y5=0.8144
X5=0.66137y6=0.7763X6=0.6070y7=0.7430
X7=0.5627y8=0.7159X8=0.5286y9=0.6950
X9=0.5035y10=0.6797X10=0.4856y11=0.6687
X11=0.4732＜XF（0.4852）
所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为10（块）
提馏段：
Ym+1=（R+q×F／D）Xn/（R+1）－（1－q）×F／D－（F／D－1）XW/（R+1）－（1－q）×F／D=1.4081Xn－0.01469
y12=0.6516X12=0.4543y13=0.6249X13=0.4258
y14=0.5849X14=0.3854y15=0.5280X15=0.3324
y16=0.4534X16=0.2696y17=0.3649X17=0.2036
y18=0.2721X18=0.1426y19=0.1861X19=0.0924
y20=0.1154X20=0.0548y21=0.0625X21＜XW（0.036）
此操作回流比下提馏段理论塔板数为10（块）
全塔理论塔板数NT=20（块）
⑵R=1.3Rmin时，
精馏段：
X1=0.9105y2=0.9217X2=0.8499y3=0.8877
X3=0.7786y4=0.8412X4=0.7022y5=0.7951
X5=0.6281y6=0.7432X6=0.5629y7=0.7008
X7=0.51038y8=0.6665X8=0.47081＜XF（0.4852）
提馏段：
Y9=0.6305X9=0.4316y10=0.5768X10=0.3776
y11=0.5031X11=0.3106y12=0.4115X12=0.2373
y13=0.3113X13=0.1674Y14=0.2157X14=0.1090
y15=0.1359X15=0.0654y16=0.0762X16＜XW（0.036）
⑶R=1.5Rmin时，
精馏段：
X1=0.9105y2=0.9256X2=0.8469y3=0.8821
X3=0.7692y4=0.8291X4=0.6833y5=0.7704
X5=0.5900y6=0.7128X6=0.5249y7=0.6621
X7=0.4659＜XF（0.4852）
提馏段：
Y8=0.6093X8=0.4098y9=0.5345X9=0.3382
Y10=0.4390X10=0.2583y11=0.3325X11=0.1815
Y12=0.2301X12=0.1174y13=0.1445X13=0.0699
Y14=0.0813X14=0.0378y15=0.03851X15＜XW（0.036）
⑷R=1.7Rmin时，
精馏段：
X1=0.9105y2=0.9244X2=0.8448y3=0.8777
X3=0.7617y4=0.8188X4=0.6679y5=0.7522
X5=0.5748y6=0.6862X6=0.4932y7=0.6283
X7=0.42933＜XF（0.4852）
提馏段：
Y8=0.5496X8=0.3519y9=0.4486X9=0.2658
Y10=0.336X10=0.1839y11=0.2292X11=0.1168
Y12=0.1416X12=0.0684y13=0.0783X13=0.0364
Y14=0.0365X14＜XW（0.036）
⑸R=1.9Rmin时，
精馏段：
X1=0.9105y2=0.9232X2=0.8427y3=0.8736
X3=0.7548y4=0.8093X4=0.6538y5=0.7355
X5=0.5530y6=0.6426X6=0.46535＜XF（0.4852）
提馏段
Y7=0.5865X7=0.3869
Y8=0.4860X8=0.2961y9=0.3695X9=0.2069
Y10=0.2551X10=0.1322y11=0.1594X11=0.07783
Y12=0.0896X12=0.0419y13=0.0436X13＜XW（0.036）
捷算法计算
⑴R=1.2Rmin=1.7237
Nmin=lg[（XD/1-XD）/（XD/1-XD）]/lgα=7.9265
X=（R-Rmin）/（R+1）=0.1055
Y=0.75×（1-X0.5668）=0.5404
因为Y=（N-Nmin）/（N+1）所以N=（Y+Nmin）/（1-Y）=18.42）（包括釜）
⑵R=1.42Rmin=2.0110
X=0.1908Y=0.4567N=15.43（包括釜）
⑶R=1.6Rmin=2.2982
X=0.2613Y=0.3995N=13.86（包括釜）
⑷R=1.8Rmin=2.5855
X=0.3205Y=0.3565N=12.87（包括釜）
⑸R=2.0Rmin=2.8728
X=0.3709Y=0.3225N=12.17（包括釜）
回流比R为1.1~2.0倍Rmin，步长为0.1Rmin时各塔段及全塔理论塔板数如下表：
R为n倍Rmin
全塔理论塔板数NT
R为n倍Rmin
全塔理论塔板数NT
1.1
20
1.6
12
1.2
17
1.7
13
1.3
15
1.8
11
1.4
14
1.9
12
1.5
14
2.0
11
最佳操作回流比R=2.01196最佳理论塔板数NT=14（块）
塔板效率
t=（td+tb）/2=（112.6+146.63）/2=129.62℃
µ甲苯=µ20+△µ（t－20）/△t=0.586+[-0.0035×（129.62－20）]=0.2023
µ二甲苯=µ20+△µ（t－20）/△t=0.687+[-0.0042×（129.62－20）]=0.2266
µAV=ΣxiµLi=XFµL甲苯+XFµL二甲苯=0.4852×0.2023+0.2266×0.5148=0.2148
E=0.563-0.276LogaµAV+0.0815（LogaµAV）2=0.6245
Nｅ=N/1.1E=14/0.7240=20.37圆整为21块
第二部分结构设计
塔精馏段第一块塔板的设计
一、塔顶实际气液相体积流量
ρ=ρ20+△ρ（td－20）/△t
对液相来说：
ρL二甲苯=ρ20+△ρ（td－20）/△t=864+[-0.875×（112.6－20）]=782.975Kg/m3
ρL甲苯=ρ20+△ρ（td－20）/△t=869+[-0.978×（112.6－20）]=778.437Kg/m3
ρL=ΣxiρLi=ρL甲苯X1+ρL二甲苯（1－X1）
=778.437×0.9105+782.975×（1－0.9105）=781.25Kg/m3
ML=ΣxiMi=M甲苯X1+M二甲苯（1－X1）
=92×0.9105+106×（1－0.9105）=93.2554
对气相来说：
ρG=PMG/RT=PΣyiMi/RT
=101325×[XDM甲苯+（1－XD）M二甲苯]/8.314×（273.15+td）
=101325×[0.9581×92+（1-0.9581）×106]/8.314×（273.15+112.6）
=2.9251Kg/m3
VG=（R+1）DMG/ρG=（2.0110+1）×61.38×92.5866/2.9251=5849.85
VL=RDML/ρL=2.0110×61.38×93.2554/781.25=14.734
二、塔板间距HT的选择
HT=0.45m
三、确定液汽的动能参数
VL/VG
=0.0412
查表C20=0.084
σ=σ20+△σ（t－20）/△t
σ二甲苯=σ20+△σ（t－20）/△t=28.99+（-0.109）×（112.6－20）=18.8966
σ甲苯=σ20+△σ（t－20）/△t=28.53+（-0.113）×（112.6－20）=18.0662
σ=Σxiσi
=σ甲苯XD+σ二甲苯（1－XD）=18.0662×0.4852+18.8966×（1－0.4852）=18.4937
C=C20（σ/20）0.2=0.084×（18.4937/20）0.2=0.0836
四、计算液泛速度UF（Umax）
UF=C
=0.0836×（781.25-2.9251/2.9251）0.5=1.37m/s
五、空塔气速
UG=0.7UF=0.7×1.37=0.959m/s
六、确定溢流方式
LW/D=0.7
Ad/A=0.088
Wd/D=0.14
七、根据VG求D
AG=VG/UG=5849.85/0.959×3600=1.694
AG=A（1－Ad/A）
A=1.857
D=（4A/π）0.5=（4×2.1708/3.14）0.5=1.54m
圆整后D=1.6m
八、计算圆整后实际气速
A=πD2/4=3.14×1.62/4=2.01m2
AG=A（1－Ad/A）=2.01×（1－0.088）=21.83
UG=VG/AG=5849.85/1.83×3600=0.8879
UG/UF=0.8879/1.37=0.648
lW=0.7D=0.7×1.6=1.12m
Wd=0.14D=0.14×1.6=0.224m
Ad=0.088A=0.1634m2
九、确定溢流堰高度hw和堰上液层高度how
选hw=0.05m
VL/lW2.5=1.734/1.122.5=13.16
EW=1.032
how=0.0028EW（VL/lW）2/3=0.0028×1.032×（14.734/1.12）2/3=0.016m
hw+how=0.05+0.016=0.066m=66mm
十、板面筛孔位置设计
1、板面筛孔孔径do=5mm
中心距t/do=3
板厚tp=3.5mm
2、计算开孔区面积Aa
Aa=A－2Ad
Aa=1.857－2×0.1634=1.530m2
3、求开孔率φ
φ=A0/Aa=0.907（do/t）2=0.907×（1/3）2=0.101
4、计算塔板开孔面积
A0=φAa=0.101×1.530=0.1546
5、孔速
U0=VG/A0=5849.85/0.1546×3600=10.511m/s
6、孔数
N=A0/（πdo2/4）=0.1546/（3.14×0.0052）/4=7878（个）
十一、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{UG/[HT－2.5（hw+how）]}/σ
=0.057×[0.8879/（0.45－2.59×（0.05+0.016）]/18.4937=0.0098〈10%
2、塔板压降
①干板压降
h0=（U0/C0）2（ρG/ρL）/2g=（10.5107/0.8）2（2.9251/781.25）/2×9.8=0.0329m
②液体静压降
He=β（hw+how）=0.59×0.066=0.0389m
③表面压力降
hσ=4×10-3×σ/gρLdo=4×10-3×18.4937/（9.8×781.25×0.005）=0.0019m
单板压降△h=h0+he=0.0329+0.0389=0.0718m
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+0.13（hw+how）-h0=0.0056+0.13×0.066-0.0019=0.0123
②工作状态下K=（h0/h0／）0.5=（0.0329/0.0123）0.5=1.6368〉1.5
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20mm
Ada=0.02×lW=0.02×1.12=0.0224m2
②液体流出降液管的阻力损失
hda=1.39（VL/3600Ada）2/g=1.39×（14.734/3600×0.0224）2/9.8=0.0047
③计算液层高度Hd，泡沫层高度Hd
Hd=△Ht+hw+how+△+hda
=0.0718+0.05+0.016+0.004730=0.1425
Hd／=Hd/φ=0.1425/0.5=0.285
Hd／（HT+hw）=0.285／（0.5+0.05）=0.568＜1符合
④液体在降液管中停留时间的校验
τ=3600HdAd/VL=3600×0.1425×0.1634/14.734=5.69s>3s
十二、负荷性能图及操作性能评定
1、负荷性能图
⑴漏液线
漏液点的干板压降为：
H10=0.0056+0.13×（hw+how）-hσ
hw=0.05hσ=0.0019
⑴最大气相负荷线（最大允许液沫夹带线）
how=0.0028EW（VL/LW）2/3
=0.0028×1.032×（VL/1.12）2/3]}=0.579（VL）2/3
H10=0.0056＋0.13×（0.05＋0.596VL2/3）-0.0019=0.0102＋0.0775（VL）2/3
干板压力降的表示式
h0=（U0/C0）2（ρG/ρL）/2g=0.0125VG2
得漏液点VG和VL的关系
VG=（0.816＋6.2（VL）2/3）1/2
VL
升级会员 