苯-乙苯连续精馏塔的设计

1、课程设计说明学 院:生态与资源工程学院专业班级:2012级化学工程与工艺（1）班课程名称:化工原理课程设计题 目:苯-乙苯连续精馏塔的 设计学生姓名:学号：201241210361杨自涛指导老师:2015 年 6目录、设计说明书 2.1 塔设备在化工生产中的作用和地位2.2 筛板塔的结构特点及应用场合 .2.3 主要物性数据 、精馏塔的物料衡算 3.13.23.33.4进料组成 全塔的物料衡算 相对挥发度和回流比的确定 塔板数的计算 3.4.1 理论塔板数的计算 3.4.2 实际塔板数的计算 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1 4.2 4.34.44.54.6平均压力 PM平均温

2、度 tm平均分子量 平均密度 液体的平均表面张力 液体平均粘度 五、汽液负荷计算 六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 6.1 塔径 6.2 溢流装置 6.3弓形降液管宽度 Wd和截面Af6.4 降液管底隙高度 6.5 塔高七、塔板的流体力学验 降液管液泛降液管内停留时间 液沫夹带 漏液 7.17.27.37.4八、塔板负荷性能图 8.18.28.38.48.58.6液沫夹带线 液泛线（气相负荷上限线） 液相负荷上限线 漏液线（气相负荷下限线） 液相负荷下限线 操作线与操作弹性 九、设计评述 十、参考文献.3. .4. .4. .4. .5. .5. .5. .5. .7. .7. .8. .8. .

3、8. .9. .9. .1.0. .1.0 1.1. .1.1. .1.1 .1.1. .1.3.1.4 1.5. .1.6. 1.6. 1.6. .1.7 .1.7. .1.7. 1.8. 1.8. .1.8 1.9. .1.9 2.0. .2.0 .2.1. .2.1.2)5、设计说明书（一）、设计题目 苯-乙苯连续精馏塔的设计（二）、设计要求 进精馏塔的料液含乙苯 40%（质量分数，下同） ，其余为苯；塔顶的乙苯含 量不得高于 2%；残液中乙苯含量不得低于 98%。生产能力为年产 4.6 万吨、 98%的乙苯产品。（三）操作条件1塔顶压力：4kPa （表压）2. 进料热状态：自选3. 回

4、流比：自选4. 加热蒸气压：0.5MPa （表压）5. 单板压降 < 0.7kPa。（四）塔板类型 ： 筛板塔（五）工作日每年工作日为 300 天，每天 24 小时连续运行。1)2)3)4)5)6)7)8)9)2、1、（六）、设计内容 设计说明书的内容 精馏塔的物料衡算； 塔板数的确定； 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 塔板主要工艺尺寸的计算； 塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图； 精馏塔接管尺寸计算； 对设计过程的评述和有关问题的讨论。1)设计图纸要求： 绘制生产工艺流程图； 绘制精馏塔装配图。二、前言2.1塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是化工

5、、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行业普遍使用的 气液传质设备，主要应用与蒸馏、吸收、解吸、萃取、洗涤、闪蒸、增湿、减湿、 干燥等单元操作。2.2筛板塔的结构特点及应用场合筛板塔其塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔 径为3-8mm和大孔径筛板（孔径为10-25mm两类。工业应用以小孔径筛板为 主，大孔径筛板多用于某些特殊的场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，易于加工，造价低，约为泡罩塔的60%浮阀塔的80%板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，比同直径泡罩塔增加 20%-40%气体分散均匀，传质效率较高；安装容易清理检修方便。其缺点是筛

6、 板易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且筛板塔的设计和操作不当，易产 生漏液，使操作弹性减小，传质效率下降2.3主要物性数据1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点C临界温度C临界压力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ r20406080100120140（T 苯（mN/m28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17c乙苯（mN/m29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/ r20

7、406080100120140p 苯（kg /m3）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1p 乙苯（kg/m3）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ r020406080100120140卩苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184卩乙苯(mPas)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔径的板间距塔径D/m30.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距H/mm

8、200-300250-350300-450350-600400-600三、精馏塔的物料衡算原料液流率为F,塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W对精馏塔做全塔物料衡算。有：F=D+W Fx F=D)D+Ww苯的摩尔质量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：MB=106.16Kg/Kmol。原 料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF= (1-40%)X 78.11+40%X 106.16=89.33Kg/KmolMD=(1-2%) X 78.11+2%X 106.16=78.67Kg/KmolMW(1-98%) X 78,11+98%X 106.16=105.6Kg/Kmol3.1进料组

9、成原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数=0.671=0.985=0.027XF=(0.6/78.11)/ (0.6/78.11)+(0.4/106.16)XD=(0.98/78.11)/(0.98/78.11)+(0.02/106.16)xw=(0.02/78.11)/(0.02/78.11)+(0.96/106.16)3.2全塔的物料衡算产物的产量： W=(4.6X 107)/(300 X 24 X 105.6)=60.50Kmol/h 求得 F=60.50 X (0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08

10、Kmol/h3.3相对挥发度和回流比的确定饱和液体(泡点)进料，q=1, Xe=X=0.671808896104112120128136X1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.00017x塔顶的温度：（示差法）T880 =(0.940-0.985)/(0.985-1)1-80解得：T=82C进料板温度：88 =(0.542-0.671)/(0.671-0.743)解得：T=90.87 C塔釜的温度：T36 =(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133C由t-

11、x-y曲线可知：tD=83C、tW=129.5 C、tF=90.5 C全塔的平均温度 t=( t D+t w+t F)/3= (83+129.5+90.5 ) /3=10C有由上表数据作图得x-y曲线及t-x(y)曲线，在x-y图上，因q=1,查得ye=0.910,而 xe=xF=0.671 , xd=0.985,故有XD-y eRm=- =(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31因为二元物系平衡方程为y- /彳、1+( a -1)X,已知该方程过(0.671 , 0.910)解得a =5.0考虑到精馏段操作线离平衡线较近， 理论最小回流比较小,小回流比的2倍，即卩R=

12、2Rm=X 0.31=0.62故取操作回流比为最3.4塔板数的计算3.4.1理论塔板数的计算Rxxd精馏段操作线为丫=帝 + r+1=0.38x+0.61提馏段操作线为过(0.671 ，0.865 )和(0.027,0.027 ) 提馏段操作线为y=1.3x-0.0081两点的直线。5 0x平衡曲线为y=1+4X采用逐板计算法理论塔板数，步骤如下:精馏段y 仁xd=0.985_0.9851=5-4y = 5-4 X 0.985 =0.9292=0.38x+0.61=0.38 X 0.929+0.62=0.973 x 2=0.8783=0.9443=0.7714=0.9034=0.651<

13、xf=0.671y所以精馏段需要3块理论板，加料板为第4块理论板。提馏段 y 5=1.3x-0.0081=1.3 X 0.651-0.0081=0.8382 x 5=0.50896=0.65356=0.27397=0.34807=0.09648=0.1172y所以提馏段需要4块因此，精馏塔的理论塔板数为8=0.0259<xw=0.027NT=8-1=7层，进料板位置为第4块板。3.4.2实际塔板数的计算塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫 夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。Q' Conne11对几十个工业塔及实验塔板效率进

14、行综合归纳，认为蒸馏塔可 用相对挥发度与液相粘度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：Et=0.49（ ay L）A -0.245由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表82 r90.1 r133r苯(mPa- s)0.3030.2810.195乙苯（mPa s）0.4390.3270.238卩顶=0.303 XXD+0.349X (1-xD)=0.304mPa - s 卩底=0.195 X XW+0.238X (1-xW)=0.237 卩进料=0.281 X xF+0.327 X (1-xF)=0.296 卩=(卩顶+卩底+卩进料)/3=0.279全塔效率 ET=0.49X( 5.

15、0 X 0.279 ) "0.245=0.452精馏段Np1=ET =质-7NT提馏段 NP1=E=4/0.452 9总塔板数NP=NPi+NP2=16块，实际加料板位置在第8块。四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1平均压力PM取每层塔板压降为0.7KPa塔顶压力 PD=Fb+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力 Pf=PD+NP1X 0.7=105.3+7 X 0.7=110.2KPa塔底压力 Pw=FF+NP2X 0.7=110.2+9 X 0.7=116.5KPaPd+PF精馏段平均压力 Pm1=(105.3+110.2)/2=107.75KPaPw+PF

16、提馏段平均压力 Pm2=- =(116.5+110.2)/2=113.35KPaPD+PW全塔平均操作压力=(105.3+116.5)/2=110.9KPa4.2平均温度tm由试差法知 tD=82C、tv=133C、tF=90.Ct D+t F精馏段平均温度t1hy =86.05 CtW+tF提馏段平均温度t2h亍 =111.55 Ct D+t W全塔平均温度t=-=107.5 C4.3平均分子量塔顶：y1=xD=0.985 x 1=0.929M加料板:塔底:VD,M=y1MA+(1-y 1)MB=78.53Kg/Kmolld,m=x1M+(1-x 1)MB=80.13Kg/Kmol y4=0

17、.903 x 4=0.651VF,M=y4MA+(1-y 4)MB=80.83Kg/Kmollf,m=x4MA+(1-x 4)MB=87.90Kg/Kmol y8=0.0259 x 8=0.1172vW,Mpy8M+(1-y 8)MB=102.87g/Kmol lw,mpx8MA+(1-x 8)MB=105.43Kg/Kmol(80.13+87.90 ) /2=84.02 Kg/Kmol(78.53+80.83 ) /2=79.68 Kg/Kmol (87.90+105.43 ) /2=96.67 Kg/Kmol(80.83+102.87 ) /2=91.85 Kg/Kmol精馏段：M，M1

18、=MV,M1=提馏段：M,M2=MV,M2=M全塔平均摩尔质量：MLm=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/KmolMVMt(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol4.4平均密度气相密度p vm=PRMV精馏段 p vm 1=107.75 X 79.68/8.314 X( 273+86.05)=2.88Kg/m 3提馏段 p vm 2=113.35 X 91.85/ 8.314 X( 273 + 111.55)=3.26 Kg/m 3p vm, 1 +p vn, 2全塔 p vm =(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m 3a为质量分率82 r90.1

19、r133r苯(Kg/m3)812.75803.64752.78乙苯（Kg/m3）901.22853.80763.53由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度P dlm=814.3 Kg/m3、亠s宀宀 1a A a B液相密度=+下1塔顶平均密度-p=0.98/812.75+0.02/901.221进料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80p FLMp flm=822.9 Kg/m 31塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53p WLMp WLW763.3 Kg/m 3精馏段平均密度 plm1=(pDLM+ pFLM)/2= (814.3+822.9 )

20、 /2=818.6 Kg/m3提馏段平均密度 plm2=(pFLiM+pWLM/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m 3全塔液相平均密度 p lm= (p LM+p LM2) /2= (818.6+793.1 ) /2=805.9 Kg/m 34.5液体的平均表面张力82 r90.1 r133r苯（mV/m21.0320.0414.98乙苯（mV/m22.7121.8717.52由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力塔顶表面张力C 进料板表面张力 塔底表面张力Cm=0.985 X 21.03+ (1-0.985 )x 22.71=21.06mN/m(T MP=0.

21、671 X 20.04+ (1-0.671 ) X 21.87=20.64 mN/mm=0.027 X 14.98+ (1-0.027 )x 17.52=17.45 mN/m精馏段液体表面张力C 提馏段液体表面张力C 全塔液体平均表面张力4.6液体平均粘度MU(C M+ C MP)/2=20.85 mN/mM2= (c M+c MP)/2=19.05 mN/m(T M= (c M1+ c m2)/2=19.95 mN/m知卩 md=0.304 mPa - s精馏段平均粘度卩M=（卩提馏段平均粘度卩M2=（卩卩 mf=0.296 mPa - s卩 mw=0.237 mPa - sMF+ 卩 md

22、) /2=0.300mPa sMf+ 卩 MW /2=0.267 mPa s全塔平均温度卩M=(卩M什卩M2) /2=0.284 mPa - s五、汽液负荷计算精馏段汽相摩尔流率 V= (R+1) D= (0.62+1 ) X 124.08=201.010Kmol/h气相体积流率 VS=VMVm/3600 p vmu(201.010 X 79.68)/(3600 X 2.88)=1.545m 3/s液相回流摩尔流率 L=RD=0.62X 124.08=76.930 Kmol/h液相体积流率Ls= LMLMy3600 p lm= (76.930 X 84.02 ) / (3600X 818.6)

23、 =2.193 X 103提馏段汽相摩尔流率 V' = (R+1) D= (0.62+1 )X 124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS =VMm/3600 p vm2=(201.010 X 91.85)/(3600 X 3.26)=1.573m 3/s液相回流摩尔流率 L' =F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h液相体积流率Ls' = L ' MM73600 p lm2= (261.51 X 96.67) / (3600X 793.1 ) =8.854 X 103六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径塔径的计算按照下式

24、计算:式中 D塔径m；Vs塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。空塔气速U的计算方法是，先求得最大空塔气速Umax,然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即u (0.6 0.8)Umax因此，需先计算出最大允许气速UmaxUmax C式中Umax允许空塔气速，m/S；p V,p L分别为气相和液相的密度，kg/m3 ;C气体负荷系数，m/S,对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液 体的表面张力为 =0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：CC20(严0.02J J 二片二 i.Tin D 1Sif IOU.ObOjMcm 畠冒題話i磐黜1).0弓

25、(I IklQ（H仇ChU MO I <HhS5 IM SSSaHSiiBD 20O.JU石电IPRn 曲 n OH n I oA瓷宀初选塔板间距Hr=450mmi板上液层高度hL=70mm则HT-h L=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允许的空塔气速LsP L(二)()?=(0.002193/1.545) X (805.9/3.07)?=0.023Vsp V查Smith关联图,得00=0.082泛点气速:Umax C负荷因子：C C20（而J.OQC 20.85/20）g。0830.083 J8051.342m/sV 3.07取安全系数0.7,则操作气速U0.7umax

26、'0.7 1.3420.939m/siiiax精馏段的塔径D匹V uJ 4 1.5451.45m3.14 0.939提馏段塔径的计算Ls 0.008854m 3 / s、V1.573m3/s提馏段的汽，液相平均密度为:33793.1kg/m、v 3.26kg/mLs0.5LVs0.0088541.5730.57930.08783.26查上图smith关联图，得C20' 0.08，依式CC20 一200.2校正到物系表面张力为 19.05mN/m时的 CC'C20Umax'C'ju'0.7u maxD'严,'调整塔径为L V0.21

27、9.05200.079o.07950.7 1.230.861m/s1.53m3.14 0.8611.6m，综上，则取塔径为1.6m6.2溢流装置不设进口堰。Lw采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰, 溢流堰长取堰长为0.6D，贝U Lw 0.6 1.60.96m出口堰高hw由 hwhlhow,选用平直堰，堰上液层高度how' 10002Ls ?E Lw式中howls-lw-堰上液流高度， m；-塔内平均液流量，m3/h堰长，m ；E=1，对计算结果影响不0.40.030.02ZD0.0 I0.060,05004IQinx>1W液流收缩系数精馏段:howE0.0116m0

28、.0006m提馏段:Ehw hLhow0.06 0.0116 0.0484m取 hw 0.05m0.6查右图得:23230.0293mh ' 284ow 10002.8410007.8950.9631.8740.96KO6.3弓形降液管宽度Wd和截面AfAfWdATo.。5、- o.10.50,30.2O.OK0.7O.« GT0.40.5E 液流收缩系数。如下图一般情况下可取 大。近似取E=1。则有Wd0.11.60.16m3.1422Af0.05 1.620.100m24计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积t提AfHTLs'O.100 O.455.09s

29、5s0.008854故符合要求。取边缘区宽度Wc =0.060 m，破沫区宽度 Ws =0.1开孔区面积按A 2 xJr2 X2面R2s心计算WdWs16 0.160.10.54m、 RWc0.060.74m2故 A 2 0.54J0.742 0.5421800.742sin0.540.741.19m2LsAH0竺竺 20.52s 5s0.002193315196.4降液管底隙高度lsholwU0式中U0降液管底隙处液体流速,根据经验一般 U0=0.07-0.25m/sm/s取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，贝UL Rlw 0.080.0021930.0286 m0.96 0.08ho（

30、提）Lslw 0.08卫型8竺0.1153m0.96 0.086.5开孔数和开孔率筛孔按正三角形排列，筛板采用碳钢，取其厚度S=3mm取孑L径 do 5mm，t/do 3.0 ,故孔心距 t=3 X 5=15 则开孔率0.907t0.90710.1%筛孔数n 1158000Aa2t11580006124每层塔板的开孔面积AoAa 10.1% 1.190.120m225气体通过筛孔的孔速u 0签=0 =12.88m/s6.5塔高由表（2-5）可见，当塔径为0.8 m时，其板间距可取450 mm因此，所设板间 距可用。塔高Z (Np1)Ht(16 1) 0.456.75m精馏段塔高Z1 (Np11

31、)Ht(71)0.452.7m七、塔板的流体力学验7.1降液管液泛取板厚 0.60d0，/d。0.60，At2Af0.1200.067，查化工原理2 2 0.1课程设计下册图（5-33），确定孔流系数C。0.73干板压降hd221- 虫一1一12880.0605m液柱L C02 9.8 805.90.732g所以气体速率为UaVg1.545At 2Af2 2 0.10.842ms故气相动能因子FaUa 0.50.842 3.070.51.48kg0.5/ m0.5s查化工原理课程设计图5-35确定充气系数0.61气体通过塔板的压降hp hdhL 0.0605 0.610.070.103m 液柱

32、液体通过降液管的压降2.193 10hr0.153(亘)20.153Iwh。0.96 28.6429.76 10 4m液柱10 3计算降液管内清夜层高度H d ,并取泡沫相对密度0.5,10 40.174mHd hp hL hr 0.1030.079.76Jw O.45 O.。484 0.2492m2可见，满足Hd 1(Ht2降液管内不会发生液泛。7.2降液管内停留时间Af Hd21竺47.93s 5s2.193 10 3可见停留时间足够长，不会发生气泡夹带现象。7.3液沫夹带液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量 e要求低于0.1kg液体/kg干气体，则有3.2Vg5.7 10 6

33、20.85 10 3uh7hf1.5452 0.15.7 10 60.45 2.5 0.073.2At AfHt 2.5hL0.0088 kg液体/ kg干气0.1kg液体/ kg干气可见液沫夹带量可以允许7.4漏液克服液体表面张力的作用引起的压降9.81 Ld09.814 80502080.0050.0021m液柱则漏液点气速Uom4.4Co 10.0056药叽h L4.4 0.73 j5.84m/sU0Ku Om空8 2.21 1.55.840.0056 0.13 0.07-0.0021805.93.07可见不会发生严重漏液现象。由塔板校核结果可见，塔板结构参数选择基本合理，所设计的各项尺

34、寸可用。八、塔板负荷性能图8.1液沫夹带线则由5.7 1063.2式中VsAtAfHt hf-V0.5263VS2 0.1hf 2.5hL2.5hwhow2.52/33600Ls0.0484 0.00284E Lw2.50.04840.00284 12/33600Ls2/30.121 1.714Ls2/30.96于是5.7 10 620.85 10 30.5263VS0.45 0.121 1.714Ls2/33.20.1Ls（ mS/s）0.0010.0050.0100.015Vs（ mB/s）3.7473.3512.9972.701在操作范围内，任取几个LS值,由上式算出对应的VS值,列于下

35、表根据表中的数据，在负荷性能图上作出液沫夹带线1。简化得 Vs 3.95320.59Ls2/38.2液泛线（气相负荷上限线）Ht hw hf hwhowhdhow2.843600LShc1000Lw33600LS 2/32/30.002840.6855Ls2/30.96U00.051 旦C00.051VsC0A0Vs0.0510.73 0.1203.07805.90.02532VS2hehwhow0.612/32/3(0.050.6855LS )0.03050.4182LShfhc he 0.02532VS20.4182Ls2/30.0305hdLs0.153()2 0.153(096)2 202.963Ls20.50.45 0.0500.02532VS2 0.4182Ls2/3 0.0305 0.050 0.6855 Ls2/3 202.963Ls2在操作范围内，任取几个Ls值，由上式算出对应的Vs