双组分连续精馏筛板塔的设计--毕业论文.doc

辽 宁 科 技 大 学
课程设计说明书

设计题目： 化 工 原 理 课 程 设 计
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： 应化13-1班
学生姓名：
指导教师：
成 绩：

2016 年 7 月 8日

目 录

一． 序…………………………………………………………………2
二． 原始数据…………………………………………………………3
三． 设计计算…………………………………………………………3
四． 物料衡算…………………………………………………………3
五． 塔顶温度、塔底温度及最小回流比计算………………………4
六． 确定最佳操作回流比及塔板层数………………………………5
七． 塔板结构计算……………………………………………………10
八． 溢流堰高度及堰上液层高度的确定……………………………12
九． 板面筛孔布置的设计……………………………………………12
十． 水力学性能参数及校核…………………………………………13
十一．塔板负荷性能图…………………………………………………14
十二．筛板设计计算的主要结果：……………………………………17
十三．主要符号说明（略）……………………………………………18
十四. 主要参考文献……………………………………………………18
十五 双组分连续精馏的流程图………………………………………19
十六 结束语……………………………………………………………20

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，实现二甲苯－三甲苯的分离。鉴于二甲苯－三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（二甲苯和三甲苯，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)，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
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：1.6×104kg/h
3. 原料组成：
组分名称
二甲苯
三甲苯
组成（质量分率）
0.44
0.56

4. 分离要求：（1）：馏出液中低沸点组分的含量不低于0.975（质量分率）。
（2）：馏出液中低沸点组分的收率不低于0.965（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。
Ⅱ.设计计算
一、 物料衡算
二甲苯的摩尔质量：MA=106kg/kmol
三甲苯的摩尔质量：MB=120kg/kmol
原料液摩尔分率：
塔顶产品摩尔分率：
原料液的平均摩尔质量：=0.4708×106＋(1－0.4708)×120＝113.4088kg/kmol
物料衡算原料处理量： kmol/h
塔顶易挥发组分回收率：
∴D=65.54kmol/h
总物料衡算： ∴＝141.08－65.54＝75.54kmol/h
141.08 ×0.4708＝65.54×0.9779＋75.54×
∴=0.03083
二、 塔顶温度、塔底温度及最小回流比的计算
（1）确定操作压力：
塔顶压力：760
塔底压力：760+25×100/13.6 mmHg =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。其中二甲苯、三
甲苯的饱和蒸气压由安托因方程计算。
l 设=141.49℃
由 得=781.1904
由 得=348.2324

=0.0004
∴=141.5℃ 假设正确，为所求露点温度。
∴
（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。
l 设=177.67℃
由 得=1867.9984
由 得=914.4342

=0.0004
∴=177.67℃ 假设正确，为所求泡点温度。
∴
∴
（4）计算最小回流比Rmin：
0.4708

三、 确定最佳操作回流比与塔板层数
1. 列相平衡关系式：
2. 列操作线方程：
精馏段：
提馏段：
3. 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。
4. 由进料口向下逐板计算提馏段的汽、液相组成，即
由x1=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xm≤xZw时，则m即为提馏段的理论板数。
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，
具体计算结果如下表：
1) R=1.1Rmin 精馏段：=0.6573+0.3351
2) 提馏段：=1.3873-0.0086.
3) 精馏段 （包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9621 x=0.9223
n=3 y=0.9414 x=0.8824
n=4 y=0.9152 x=0.8345
n=5 y=0.8837 x=0.7803
n=6 y=0.8481 x=0.7229
n=7 y=0.8104 x=0.6664
n=8 y=0.7733 x=0.6145
n=9 y=0.7392 x=0.5698
n=10 y=0.7098 x=0.5334
n=11 y=0.6859 x=0.5051
n=12 y=0.6674 x=0.4839
n=13 y=0.6534 x=0.4683
提馏段
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.6448 x=0.459
m=2 y=0.6284 x=0.4414
m=3 y=0.6038 x=0.4159
m=4 y=0.5682 x=0.3808
m=5 y=0.5192 x=0.3354
m=6 y=0.4559 x=0.2814
m=7 y=0.3805 x=0.223
m=8 y=0.299 x=0.1662
m=9 y=0.2197 x=0.1163
m=10 y=0.1501 x=0.0762
m=11 y=0.0941 x=0.0463
m=12 y=0.0524 x=0.0252
=24（包括釜） =12 =12（包括釜）
4) R=1.2Rmin 精馏段：=0.6767+0.3162
提馏段：=1.3655-0.0081
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9617 x=0.9215
n=3 y=0.9398 x=0.8794
n=4 y=0.9113 x=0.8276
n=5 y=0.8763 x=0.768
n=6 y=0.836 x=0.7043
n=7 y=0.7929 x=0.6415
n=8 y=0.7504 x=0.5842
n=9 y=0.7117 x=0.5357
n=10 y=0.6789 x=0.497
n=11 y=0.6527 x=0.4676
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.635 x=0.4484
m=2 y=0.6043 x=0.4164
m=3 y=0.5603 x=0.3732
m=4 y=0.501 x=0.3193
m=5 y=0.427 x=0.2583
m=6 y=0.3432 x=0.1963
m=7 y=0.2581 x=0.1398
m=8 y=0.1805 x=0.0933
m=9 y=0.1166 x=0.0581
m=10 y=0.0683 x=0.0331
m=11 y=0.0339 x=0.0161
=21（包括釜） =10 =11（包括釜）
5) R=1.3Rmin 精馏段：=0.6939+0.2993
提馏段：=1.3460-0.0077

精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9613 x=0.9207
n=3 y=0.9382 x=0.8765
n=4 y=0.9076 x=0.8211
n=5 y=0.8692 x=0.7564
n=6 y=0.8243 x=0.6867
n=7 y=0.776 x=0.6181
n=8 y=0.7284 x=0.5562
n=9 y=0.6855 x=0.5046
n=10 y=0.6497 x=0.4643
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.6263 x=0.4392
m=2 y=0.5835 x=0.3956
m=3 y=0.5245 x=0.3401
m=4 y=0.4494 x=0.2761
m=5 y=0.3628 x=0.2101
m=6 y=0.2734 x=0.1495
m=7 y=0.1914 x=0.0996
m=8 y=0.1239 x=0.062
m=9 y=0.073 x=0.0355
m=10 y=0.0372 x=0.0177
=19（包括釜） =9 =10（包括釜）
6) R=1.4Rmin 精馏段：=0.7094+0.2841
提馏段：=1.3284-0.0073
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9609 x=0.9199
n=3 y=0.9368 x=0.8738
n=4 y=0.9041 x=0.815
n=5 y=0.8624 x=0.7455
n=6 y=0.8131 x=0.6703
n=7 y=0.7598 x=0.5965
n=8 y=0.7075 x=0.5306
n=9 y=0.6608 x=0.4765
n=10 y=0.6224 x=0.4351
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.6184 x=0.4309
m=2 y=0.5651 x=0.3778
m=3 y=0.4942 x=0.3135
m=4 y=0.4083 x=0.2438
m=5 y=0.3152 x=0.177
m=6 y=0.226 x=0.1201
m=7 y=0.15 x=0.0762
m=8 y=0.0914 x=0.0449
m=9 y=0.0496 x=0.0238
=18（包括釜） = 9 =9（包括釜）
7) R=1.5Rmin 精馏段：=0.7235+0.2704
提馏段：=1.3126-0.0069
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9605 x=0.9191
n=3 y=0.9354 x=0.8712
n=4 y=0.9008 x=0.8093
n=5 y=0.856 x=0.7353
n=6 y=0.8025 x=0.655
n=7 y=0.7444 x=0.5764
n=8 y=0.6876 x=0.507
n=9 y=0.6374 x=0.451
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.6113 x=0.4236
m=2 y=0.549 x=0.3626
m=3 y=0.4685 x=0.2917
m=4 y=0.375 x=0.219
m=5 y=0.2791 x=0.1532
m=6 y=0.1923 x=0.1001
m=7 y=0.1222 x=0.0611
m=8 y=0.0708 x=0.0344
m=9 y=0.0355 x=0.0169
=17（包括釜） =8 =9（包括釜）
8) R=1.6Rmin 精馏段：=0.7362+0.2580
提馏段：=1.2982-0.0066
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9602 x=0.9185
n=3 y=0.9342 x=0.869
n=4 y=0.8978 x=0.8041
n=5 y=0.85 x=0.7259
n=6 y=0.7925 x=0.6409
n=7 y=0.73 x=0.5582
n=8 y=0.6691 x=0.4858
n=9 y=0.6158 x=0.4282
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.6048 x=0.417
m=2 y=0.5346 x=0.3493
m=3 y=0.4463 x=0.2736
m=4 y=0.3475 x=0.1993
m=5 y=0.2506 x=0.1351
m=6 y=0.1669 x=0.0856
m=7 y=0.1023 x=0.0506
m=8 y=0.0566 x=0.0273
N=16（包括釜） =8 =8（包括釜）
9) R=1.7Rmin 精馏段：=0.7479+0.2466
提馏段：=1.28951-0.0063
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.96 x=0.9181
n=3 y=0.9332 x=0.8672
n=4 y=0.8952 x=0.7997
n=5 y=0.8447 x=0.7176
n=6 y=0.7834 x=0.6283
n=7 y=0.7166 x=0.5416
n=8 y=0.6518 x=0.4666
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.5989 x=0.411
m=2 y=0.5217 x=0.3376
m=3 y=0.4269 x=0.2582
m=4 y=0.3244 x=0.1833
m=5 y=0.2277 x=0.1211
m=6 y=0.1474 x=0.0747
m=7 y=0.0875 x=0.0429
m=8 y=0.0464 x=0.0222
=15（包括釜） =7 =8（包括釜）
10) R=1.8Rmin 精馏段：=0.7584+0.2363
提馏段：=1.2731-0.0061
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9597 x=0.9175
n=3 y=0.9321 x=0.8651
n=4 y=0.8924 x=0.7949
n=5 y=0.8392 x=0.7092
n=6 y=0.7742 x=0.6157
n=7 y=0.7034 x=0.5257
n=8 y=0.6351 x=0.4485
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.5935 x=0.4056
m=2 y=0.5101 x=0.3273
m=3 y=0.41 x=0.2451
m=4 y=0.3049 x=0.1701
m=5 y=0.2089 x=0.1098
m=6 y=0.1318 x=0.0662
m=7 y=0.0761 x=0.0371
m=8 y=0.0388 x=0.0185
=15（包括釜） =7 =8（包括釜）
11) R=1.9Rmin 精馏段：=0.7682+0.2267
提馏段：=1.2620-0.0058
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9595 x=0.9172
n=3 y=0.9313 x=0.8637
n=4 y=0.8902 x=0.7912
n=5 y=0.8346 x=0.7022
n=6 y=0.7662 x=0.605
n=7 y=0.6916 x=0.5117
n=8 y=0.62 x=0.4326
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.5886 x=0.4007
m=2 y=0.4997 x=0.3182
m=3 y=0.3951 x=0.2338
m=4 y=0.2881 x=0.159
m=5 y=0.1933 x=0.1007
m=6 y=0.1194 x=0.0596
m=7 y=0.0673 x=0.0326
m=8 y=0.0331 x=0.0157
=15（包括釜） =7 =8（包括釜）
12) R=2.0Rmin 精馏段：=0.7772+0.2179
提馏段：=1.2519-0.0056
精馏段（包含加料板）：
n=1 y=0.9779 x=0.9539
n=2 y=0.9593 x=0.9168
n=3 y=0.9304 x=0.862
n=4 y=0.8879 x=0.7873
n=5 y=0.8298 x=0.695
n=6 y=0.7581 x=0.5942
n=7 y=0.6798 x=0.498
n=8 y=0.6051 x=0.4173
提馏段（包含釜）：
m=0 x=0.4708
m=1 y=0.584 x=0.3961
m=2 y=0.4901 x=0.3099
m=3 y=0.3817 x=0.2239
m=4 y=0.2736 x=0.1497
m=5 y=0.1803 x=0.0932
m=6 y=0.1092 x=0.0542
m=7 y=0.0602 x=0.0291
=14（包括釜） =7 =7（包括釜）
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
12
10
9
9
8
8
7
7
7
7
提馏段
12
11
10
9
9
8
8
8
8
7
N(含釜)
24
21
19
18
17
16
15
15
15
14

7. 绘制R-NT曲线，确定最佳操作回流比及最佳理论板数：

本题取回流比 R——1.6
=16（包括釜） =8 =8（包括釜）
8. 查取塔板效率：
℃

9. 计算全塔理论板数：
取25块
四、 塔板结构计算（设计塔顶第一块板）
1. 计算塔顶实际的汽液相体积流量：
（1）液相体积流量计算：
864-0.875×(141.49-20)=757.6875kg/
878-0.707×(141.49-20)=792.0995 kg/

∴ kg/
kg/kmol

（2） 汽相体积流量计算：
kg/
kg/
kg/
=0.9779×106＋(1－0.9779)×120＝106.3094kg/kmol

2. 选取塔板间距：
选取塔板间距＝0.45m 两板间有人孔＝0.7m
3. 计算液汽动能参数C：
液气动能参数：
选取板上液层高度=0.05m，则-=0.45-0.05=0.40m
查史密斯关联图，查得汽相负荷参数0.084
液体表面张力的计算：
28.99-0.109(141.5-20)=15.7465dyne/cm
28.93-0.101(141.5-20)=16.6585 dyne/cm
15.74650.9779+16.6585(1-0.9779)=15.7667yne/cm

4. 计算液泛速度：
km/s
5. 空塔气速：
取安全系数为0.7，则空塔气速=0.7=0.71.2459=0.8721m/s
6. 选取溢流方式及堰长同塔径的比值:
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及降液管宽度同塔径的比值=0.14。
7. 计算塔径:

截塔面积：
塔径：
按标准塔径圆整后D=1.9m
8. 计算塔径圆整后的实际气速:

m/s
液泛分率：m/s 在（0.6～0.8）范围内
9. 在D=1.9m时，塔板结构尺寸:
堰长：m
降液管宽度：=0.14D=0.141.8=0.266m
降液管面积：
五. 溢流堰高度及堰上液层高度的确定
选取溢流堰高度=50mm ,=0.7查取液流收缩系数图，
得液流收缩系数E=1.020
选用平直堰，堰上液层高度=0.0028E0.0028 0.0174m
∴=+=0.05+0.0174=67.4m
六. 板面筛孔布置的设计：
1. 选取筛孔直径do=5mm，
筛孔按正三角形排列，=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：
=－2=2.8353－2×0.2495＝2.3363m2
3. 开孔率：
==0.907=0.907×=0.1008=10.08%
4. 开孔面积：
==0.1008×2.3363=0.2354m2
5.气体通过筛孔的流速：===9.1606
6.孔个数N===11990个
七． 学性能参数计算及校核
1. 液沫夹带分率的检验：
==0.0107＜0.1
故在本设计液沫夹带量在允许范围内。
2. 塔板压降：
1) 干板压降：
查表得孔流系数=0.79
=0.0282m
2) 液层静压降：
对单溢流板：
查充气系数关联图，得充气系数=0.61。
=0.61×0.0674=0.0411m
3) 液层表面张力压降:
0.0017m
4) 单板总压降:
=0.0282+0.0411+0.0017=0.0710m
3. 液面落差的校验：
对于筛板塔，液面落差很小,本设计塔径和液流量均不大，可忽略液面落差影响。
4. 塔板漏液状况的校验:
1)产生漏液的干板压降
=0.0085m
2)工作状态下
稳定系数==1.8214>1.5
故不会产生严重漏液。
5. 降液管液泛情况的校验：
(1) 选取降液管下缘至下层塔板的距离=20mm：
则降液管下缘缝隙通道的截面积==0.02×1.33=0.0266m2
(2)液体流出降液管的阻力损失：

(3) 计算降液管内的清液层高度及泡沫层高度：

=0.0282+0.0411=0.0699m

= ++++
=0.0699+0.05+0.0174+0.00002456+0.0086＝0.1459m
二甲苯—三甲苯物系属一般物系，取=0.5，
则=
(4) 校核：
+=0.45+0.05=0.5m ∴
故在本设计中不会发生液泛现象。
6. 液体在降液管内停留时间的校验：
>5s
故降液管设计合理。
八. 塔板负荷性能图
(一) 负荷性能图：
1. 最大气相负荷线:

=
=17532.6185-318.4870

0
5
10
15
20
25
30

17532.6185
16601.3569

16054.3328
15595.5162
15185.9862
14809.5929
14457.6603

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，

3. 最小液相负荷线:
==4.0499
4. 最小气相负荷线:

=
=46220.4406

0
5
10
15
20
25
30

4713.5786
4913.3002
5020.8250
5126.0948
5208.7791
5269.9411
5350.4028

5. 降液管液泛线:

=46220.4406

0
5
10
15
20
25
30

19029.1300
18372.2618
17930.9100
17496.7415
17045.2563
16562.1454
16037.8935

根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图。（如图）

(二)操作性能的评定：
1) 本设计的操作条件为=23.5242,=7763.0257，
在负荷性能图上作出操作点P（,），连接OP，即作出操作线。
2) 根据操作线同负荷性能图的交点及设计工作点的坐标，计算下列参数：
根据负荷性能图及操作线的交点，可以看出
从图上读出: =9437.25, =4966.96,
=30.12, =15.06
A. 操作弹性系数（极限负荷比）：
按汽相负荷计算：==
按液相负荷计算：==
B. 设计工作点的安定系数（设计负荷对极限之比）：
对汽相负荷上限：==
对汽相负荷下限： ==
对液相负荷上限：==
对液相负荷下限：==
九．筛板设计计算的主要结果：
筛板塔设计计算结果
项目
数值
项目
数值
气相流量Vh，m3/h
7763.0257
堰上方液层高度how，m
0.0174
液相流量Lh，m3/h
23.5242
板上液层高度hL，m
0.0411
实际塔板数
25
孔中心距t，m
0.015
塔板间距HT，m
0.45
开孔率，%
10.08
塔径D，m
1.8
开孔区面积A0，m2
0.2354
溢流形式
单溢流
空塔气速，m/s
1.2459
降液管形式
弓形
降液管中液体停留时间
7.5223
堰长lw，m
1.33
稳定系数k
1.8214
堰高hw，m
0.05
液沫夹带，kg液/kg气
0.0107

十．主要符号说明（略）
十一. 参考文献：
1. 化工原理上下册（谭天恩等编著）
2. 化学工程手册第13篇《气液传质设备》
3. 饱和蒸气压数据：
lg=Ai-Bi/(t+Ci) [mmHg]
式中t：温度，℃
：饱和蒸气压，毫米工作汞柱
Ai,B