化工原理課程設(shè)計(jì)

1、 課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 設(shè)計(jì)題目： 二甲苯三甲苯雙組份連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì) 學(xué)院、系： 專業(yè)班級(jí)： 學(xué)生姓名： 指導(dǎo)教師： 成 績(jī)： 2012年07月09日目錄1第一部分 工藝設(shè)計(jì)31.1物料衡算：31.2塔頂溫度、塔底溫度及最小回流比的計(jì)算：41.3確定最佳操作回流比與塔板層數(shù)：51.3.1 列相平衡關(guān)系式：51.3.2 列操作線方程：51.3.3 由塔頂向下逐板計(jì)算精餾段的汽、液相組成:61.3.4 由進(jìn)料口向下逐板計(jì)算提餾段的汽、液相組成:61.3.5 逐板法計(jì)算塔板層數(shù)：61.3.6 對(duì)上表塔板數(shù)列表：101.3.7 繪制R-NT曲線，確定最佳操作回流比及最佳理論板數(shù)：111.3.8 查取塔

2、板效率：111.3.9 計(jì)算全塔理論板數(shù)：122第二部分 結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)122.1 塔板結(jié)構(gòu)計(jì)算：（設(shè)計(jì)塔頂?shù)谝粔K板）122.1.1 計(jì)算塔頂實(shí)際的汽液相體積流量：122.1.2選取塔板間距：122.1.3 計(jì)算液泛速度：132.1.4 空塔氣速：132.1.5 選取溢流方式及堰長(zhǎng)同塔徑的比值:132.1.6 計(jì)算塔徑：132.1.7 計(jì)算塔徑圓整后的實(shí)際氣速：142.1.8 在D=1.8m時(shí)，塔板結(jié)構(gòu)尺寸：142.2溢流堰高度及堰上液層高度的確定142.3板面篩孔布置的設(shè)計(jì)142.3.1 選取篩孔直徑d0=5mm。152.3.2 計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A：152.3.3 開(kāi)孔率152.3.4 開(kāi)孔面積：1

3、52.4 水力學(xué)性能參數(shù)計(jì)算及校核152.4.1 液沫夾帶分率的檢驗(yàn)152.4.2 塔板壓降162.4.3 液面落差的校驗(yàn)：162.4.4 塔板漏液狀況的校驗(yàn)172.4.5 降液管液泛情況的校驗(yàn)：172.4.6 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校驗(yàn)：182.5塔板負(fù)荷性能圖182.5.1 負(fù)荷性能圖182.5.2 操作性能的評(píng)定：192.6 篩板設(shè)計(jì)計(jì)算的主要結(jié)果：203結(jié)束語(yǔ)21化工原理課程設(shè)計(jì).原始數(shù)據(jù)1. 設(shè)計(jì)題目：雙組分連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)2. 原料處理量：1.35×104kg/h3. 原料組成：組分名稱二甲苯三甲苯組成（質(zhì)量分率）0.550.454. 分離要求：（1）：餾出液中低沸

4、點(diǎn)組分的含量不低于0.985（質(zhì)量分率）。（2）：餾出液中低沸點(diǎn)組分的收率不低于0.99（質(zhì)量分率）。5. 操作條件：（1）：操作壓力：常壓。（2）：進(jìn)料及回流狀態(tài)：泡點(diǎn)液體。.設(shè)計(jì)計(jì)算1第一部分 工藝設(shè)計(jì)1.1物料衡算：二甲苯的摩爾質(zhì)量：MA=106kg/kmol三甲苯的摩爾質(zhì)量：MB=120 kg/kmol原料液摩爾分率：塔頂產(chǎn)品摩爾分率：原料液的平均摩爾質(zhì)量：=0.5805×106(10.5805)×120111.873kg/kmol物料衡算原料處理量：=120.6725kmol/h塔頂易揮發(fā)組分回收率： kmol/h總物料衡算： 120.672570.284750.

5、3878kmol/h 120.6725×0.580870.2874×0.986750.3878× =0.014571.2塔頂溫度、塔底溫度及最小回流比的計(jì)算：1.2.1 確定操作壓力：塔頂壓力：760塔底壓力：760+25×100=943.8235mmHg1.2.2 計(jì)算塔頂溫度（露點(diǎn)溫度）根據(jù)塔頂壓力及塔頂汽相組成用試差法計(jì)算塔頂溫度。其中二甲苯、三甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計(jì)算。l 設(shè)=141.09由 得=772.7730由 得=344.0535 =0.0004 =141.09 假設(shè)正確，為所求露點(diǎn)溫度。 1.2.3 計(jì)算塔底溫度（泡點(diǎn)溫度）根據(jù)塔

6、底壓力及塔底殘液組成用試差法計(jì)算塔底溫度。其中二甲苯、三甲苯的飽和蒸氣壓由安托因方程計(jì)算。l 設(shè)=178 .35由 得=1895.9516由 得=929.5941 =0.0004=178.35 假設(shè)正確，為所求泡點(diǎn)溫度。1.2.4 計(jì)算最小回流比Rmin： 0.5805 1.3確定最佳操作回流比與塔板層數(shù)：1.3.1 列相平衡關(guān)系式：1.3.2 列操作線方程：精餾段：提餾段： (L=R*D)1.3.3 由塔頂向下逐板計(jì)算精餾段的汽、液相組成:由y1=xD，根據(jù)平衡關(guān)系計(jì)算x1，由操作關(guān)系計(jì)算y2，由平衡關(guān)系計(jì)算x2,由平衡關(guān)系計(jì)算xn，當(dāng)xnxF時(shí)，則n-1即為精餾段的理論板數(shù)。1.3.4 由

7、進(jìn)料口向下逐板計(jì)算提餾段的汽、液相組成:由x1=xn，根據(jù)操作關(guān)系計(jì)算y2，由平衡關(guān)系計(jì)算x2，由操作關(guān)系計(jì)算y3,由平衡關(guān)系計(jì)算xm，當(dāng)xmxw時(shí)，則m即為提餾段的理論板數(shù)。1.3.5 逐板法計(jì)算塔板層數(shù)：由R=(1.1-2.0)Rmin范圍內(nèi)，步長(zhǎng)為0.1Rmin，逐次增大操作回流比，按上述2-4步計(jì)算，具體計(jì)算結(jié)果如下表：R=1.1Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.97200.986710.57720.745020.95340.977720.56310.733930.93060.966430.54060.715840.90340.952440.50650.687150.87190.

8、935850.45750.643560.83680.916560.39300.580870.79940.895170.31370.498480.76120.872280.23850.401390.72400.848890.16740.3009100.68930.8261100.11050.2100110.65780.8045110.06910.1375120.63170.7859120.04130.0843130.60950.7696130.02340.0487140.59150.7560140.01220.0258=27（不包括塔釜） =14 =13（不包括塔釜）R=1.2Rmin 精餾段提

9、餾段nxymxy10.97200.986710.56340.734220.9528 0.9774 20.53150.708330.9285 0.9653 30.48450.6679 40.8986 0.9499 40.4207 0.6086 50.8631 0.9310 50.3432 0.5280 60.8228 0.9086 60.2606 0.4300 70.7793 0.883170.18410.3256 80.73460.855680.12180.2288 90.69130.827490.07620.1501100.65140.8000100.04550.0925110.61650.

10、7748110.02580.0537120.58720.7527120.01370.0288 =23（不包括塔釜） 12 =11（不包括塔釜）R=1.3Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.97200.986710.5460 0.720220.9524 0.977220.49730.6792 30.9268 0.964430.43070.618240.89450.947840.34960.5350 50.85540.926850.26340.433660.81020.901460.18420.3258 70.76090.872070.12040.2267 80.71020.839980.07

11、450.146990.66130.806990.04390.0895100.61690.7751100.02460.0512110.01280.0271=20（不包括塔釜） =10 =10（不包括塔釜）R=1.4Rmin 精餾段提餾段 nxymxy10.9720 0.986710.54170.7167 20.9516 0.9768 20.48400.6675 30.92450.9632 30.40810.5960 40.88950.9451 40.32010.5020 50.84630.9218 50.23230.3931 60.79580.893060.15650.284270.74050.

12、859370.09900.190480.68390.822480.05940.119190.63000.784790.03400.0701100.58200.7487100.01840.0386110.00780.0193=20（不包括塔釜） =10 =10（不包括塔釜）R=1.5Rmin 精餾段提餾段 nxymxy10.9720 0.986710.5530 0.725820.9514 0.976720.4933 0.6757 30.9233 0.962630.41450.6024 40.8863 0.943540.3234 0.5057 50.83990.9182 50.2329 0.393

13、8 60.78510.886660.1555 0.2826 70.72460.849270.0974 0.187680.66270.807980.05790.116390.60430.765790.03290.0678100.01770.0371110.00870.0184=19（不包括塔釜） =9 =10（不包括塔釜）R=1.6Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.97200.986710.57900.746520.95100.976520.52390.702030.92180.961930.44820.634940.88280.941640.35670.542750.83310.9144

14、50.26160.431260.77380.879860.17710.315470.70820.838670.11200.212580.64150.792980.06700.1332 90.03820.0784100.02070.0433110.01040.0220=18（不包括塔釜） =8 =10（不包括塔釜）R=1.7Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.9720 0.986710.55570.728120.95070.976320.48540.668830.9205 0.961230.39600.583940.87960.939940.29770.475750.82680.910950

15、.20590.356960.76340.873560.13220.245970.69300.828570.08000.156880.62170.778680.04610.093790.02530.0527100.01310.0276=17（不包括塔釜） =8 =9（不包括塔釜）R=1.8Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.97200.986710.53280.709420.95020.976120.45020.636730.9190 0.960430.3520 0.537640.8759 0.937940.2525 0.419750.81990.906950.1670 0.300360.7

16、5220.866660.10320.197670.67710.817870.06040.121080.60160.763780.03380.069690.0180 0.0377100.00880.0187=17（不包括塔釜） =8 =9（不包括塔釜）R=1.9Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.9720 0.986710.51140.691420.94980.975920.41940.607230.9175 0.959730.3162 0.497440.87250.936140.2185 0.374450.81340.903250.1396 0.257860.74160.860060.08

17、380.163870.66210.807570.04790.097280.58280.749480.02610.054390.0135 0.0284=16（不包括塔釜） =8 =8（不包括塔釜）R=2.0Rmin 精餾段提餾段nxymxy10.9720 0.986710.5672 0.737220.9496 0.975820.48660.669830.9167 0.959330.38650.574240.8702 0.934940.2810 0.455550.80860.900450.1874 0.330560.73330.854860.1161 0.219570.65000.799070.0

18、6800.135080.03800.077990.02020.0423100.01010.0213=16（不包括塔釜） =7 =9（不包括塔釜）1.3.6 對(duì)上表塔板數(shù)列表：R=nRmin1.11.21.31.41.51.61.71.81.92.0精餾段14121010988887提餾段1311101010109989N(不含釜)272320201918171716161.3.7 繪制R-NT曲線，確定最佳操作回流比及最佳理論板數(shù)：本題取回流比 =20（不包括塔釜） =10 =10（不包括塔釜）1.3.8 查取塔板效率： 1.3.9 計(jì)算全塔理論板數(shù)： 取=33塊2第二部分 結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)2.1 塔

19、板結(jié)構(gòu)計(jì)算：（設(shè)計(jì)塔頂?shù)谝粔K板）2.1.1 計(jì)算塔頂實(shí)際的汽液相體積流量：對(duì)于液相：741.75Kg/779.21Kg/液相密度計(jì)算： Kg/汽相密度計(jì)算：=0.9867×106(10.9867)×120106.19 kg/kmol Kg/塔頂氣相體積流量：2.1.2選取塔板間距： 選取塔板間距0.45m 計(jì)算液汽動(dòng)能參數(shù)C：液氣動(dòng)能參數(shù)：查史密斯關(guān)聯(lián)圖，查得汽相負(fù)荷參數(shù)0.088 液體表面張力的計(jì)算：28.99-0.109(159.72-20)=13.7605dyne/cm28.93-0.101(159.72-20)=14.8183dyne/cm13.76050.5805

20、+14.8183(1-0.5805)=14.2042dyne/cm2.1.3 計(jì)算液泛速度：m/s2.1.4 空塔氣速：取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速=0.7=0.71.2645=0.8852m/s2.1.5 選取溢流方式及堰長(zhǎng)同塔徑的比值: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，及降液管寬度同塔徑的比值=0.14。2.1.6 計(jì)算塔徑： 截塔面積：塔徑： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后D=1.8m。2.1.7 計(jì)算塔徑圓整后的實(shí)際氣速：m/s液泛分率：m/s 在（0.60.8）范圍內(nèi) 2.1.8 在D=1.8m時(shí)，塔板結(jié)構(gòu)尺寸： 堰長(zhǎng)：m 降液管

21、寬度：=0.14D=0.141.8=0.252m 降液管面積：2.2溢流堰高度及堰上液層高度的確定選取溢流堰高度=50mm=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=0.0028E0.017m=17mm=+=50+17=67mm2.3板面篩孔布置的設(shè)計(jì)： 2.3.1 選取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角形排列，=3,孔中心距t=3d0=3×5=15mm選塔板厚度=3.5mm（碳鋼板） =50mm =70mm2.3.2 計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A：=2-22（D2）2.5432×0.22382×1.26×0.072

22、15;（1.73022×0.252）×0.051.7964m22.3.3 開(kāi)孔率 =0.907=0.907×=0.1008=10.08%2.3.4 開(kāi)孔面積：=0.1008×1.7964 =0.1811m2氣體通過(guò)篩孔的流速：=10.4805孔個(gè)數(shù)N=9223個(gè)2.4 水力學(xué)性能參數(shù)計(jì)算及校核2.4.1 液沫夾帶分率的檢驗(yàn)=0.011620.1故在本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。2.4.2 塔板壓降2.4.2.1 干板壓降 由 故=5/3.5=1.43,查干篩孔的流量系數(shù)表，得孔流系數(shù)=0.79=0.03773m2.4.2.2 液層靜壓降查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，

23、得充氣系數(shù)=0.62。 =0.62×0.067=0.04154m液柱2.4.2.3 液層表面張力壓降 =0.001559m2.4.2.4 單板總壓降 =0.03773+0.04154+0.001559=0.080829m2.4.3 液面落差的校驗(yàn)： Kg/ . = =0.00289 忽略2.4.4 塔板漏液狀況的校驗(yàn)1) 產(chǎn)生漏液的干板壓降 =0.00835m2) 工作狀態(tài)下 穩(wěn)定系數(shù)=6.7220 >1.5故不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重漏液。2.4.5 降液管液泛情況的校驗(yàn)：2.4.5.1 選取降液管下緣至下層塔板的距離=20mm：則降液管下緣縫隙通道的截面積=0.02×1.26=

24、0.0252m22.4.5.2 液體流出降液管的阻力損失： =2.4.5.3 計(jì)算降液管內(nèi)的清液層高度及泡沫層高度：=+=0.080829+0.050+0.017+0.00289+0.0060150.1567 m液柱二甲苯三甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則=2.4.5.4 校核： +=0.45+0.05=0.5m 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。2.4.6 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校驗(yàn)：t=>5s故降液管設(shè)計(jì)合理。2.5 塔板負(fù)荷性能圖 2.5.1 負(fù)荷性能圖2.5.1.1 過(guò)量液沫夾帶線 = =18457.88-129.23612.5.1.2 最小氣相負(fù)荷線 =35177.412.5.

25、1.3 最大液相負(fù)荷線 =1200×0.1567×0.2238=42.08342.5.1.4 最小液相負(fù)荷線 =3.83112.5.1.5 降液管液泛線 =35177.41×根據(jù)以上各線方程，可作出篩板的負(fù)荷性能圖。（如圖）2.5.2 操作性能的評(píng)定：2.5.2.1 本設(shè)計(jì)的操作條件為=18.6910,=6832.8516，在負(fù)荷性能圖上作出操作點(diǎn)P（,），連接OP，即作出操作線。2.5.2.2 根據(jù)操作線同負(fù)荷性能圖的交點(diǎn)及設(shè)計(jì)工作點(diǎn)的坐標(biāo)，計(jì)算下列參數(shù)：根據(jù)負(fù)荷性能圖及操作線的交點(diǎn)，可以看出從圖上讀出: =16744.09, =3837.03,=45.8027

26、, =10.4960A. 操作彈性系數(shù)（極限負(fù)荷比）：按汽相負(fù)荷計(jì)算：=按液相負(fù)荷計(jì)算：=B. 設(shè)計(jì)工作點(diǎn)的安定系數(shù)（設(shè)計(jì)負(fù)荷對(duì)極限之比）：對(duì)汽相負(fù)荷上限：=對(duì)汽相負(fù)荷下限： =對(duì)液相負(fù)荷上限：=對(duì)液相負(fù)荷下限：=2.6 篩板設(shè)計(jì)計(jì)算的主要結(jié)果：篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù) 精餾段平均流量氣相VGm3/h6832.8516液相VL18.6910實(shí)際塔板數(shù)N塊33板間距HTm0.45塔徑Dm1.8空塔氣速UGm/s0.8183塔板液流型式-單流型溢流裝置降液管型式-弓型堰長(zhǎng)lWm1.26堰高h(yuǎn)wm0.05溢流堰寬度Wdm0.252管底與受液盤(pán)距離h0m0.03773板上清液層高度Hdm0.1567孔徑d0mm5開(kāi)孔面積A0m20.1811篩孔氣速U0m/s10.4805塔板壓降hm0.080829液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間ts6.7546液沫夾帶分率EG-0.01162氣相負(fù)荷上限-2.4505氣相負(fù)荷下限-1.7808氣相負(fù)荷Vmax16744.09液相負(fù)荷上限KAL-2.4505液相負(fù)荷下限K/AL-1.7808操作彈性-4.3638 參考文獻(xiàn)：1. 化工原理上下冊(cè)（譚天恩等編著）2. 化學(xué)工程手冊(cè)第13篇?dú)庖簜髻|(zhì)設(shè)備3. 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，毫米工作汞柱Ai,Bi,Ci：同組分種類有關(guān)的常數(shù)組分