苯乙苯连续精馏塔的设计

1、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：蔡学号：20124121036指导老师：杨自涛2015年6目录一、设计说明书3塔设备在化工生产中的作用和地位4筛板塔的结构特点及应用场合4主要物性数据4三、精馏塔的物料衡算5进料组成5全塔的物料衡算5相对挥发度和回流比的确定5塔板数的计算7理论塔板数的计算7实际塔板数的计算8四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8平均压力PM8平均温度tm9平均分子量9平均密度10液体的平均表面张力10液体平均粘度11五、汽液负荷计算11六、精馏塔的塔体工艺尺寸

2、计算11塔径11溢流装置13弓形降液管宽度Wd和截面Af14降液管底隙高度15塔高15七、塔板的流体力学验16降液管液泛16降液管内停留时间17液沫夹带17漏液17八、塔板负荷性能图18液沫夹带线18液泛线（气相负荷上限线）18液相负荷上限线19漏液线（气相负荷下限线）19液相负荷下限线20操作线与操作弹性20九、设计评述21十、参考文献21一、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%。、98%的乙苯产品。（三）操作条件1.塔顶压力：4kPa（表压）2.进料

3、热状态：自选3.回流比：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。（六）、设计内容1、设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算；7) 塔板负荷性能图；8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：1) 绘制生产工艺流程图；2) 绘制精馏塔装配图。二、前言塔设备是化工、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行

4、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。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

5、漏液，使操作弹性减小，传质效率下降1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压力Pa苯AC6H6乙苯BC8H102.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/20406080100120140苯（mN/m）乙苯（mN/m）3.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/20406080100120140苯（/m³）乙苯（/m³）4.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/020406080100120140苯（mPa·s）乙苯（mPa·s）塔径D/m³板间距HT/200-300250-350300-450350-600400-600三、精馏塔的物料衡算原料液流

6、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 FxF=DxD+Wxw苯的摩尔质量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：MB。原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF=（1-40%）×78.11+40%×MD=(1-2%)×78.11+2%×MW(1-98%)×78,11+98%×原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数xF=(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

7、/78.11)/(0.02/78.11)+(0.96/106.16)×107)/(300×24××)Kmol/hKmol/h相对挥发度和回流比的确定饱和液体（泡点）进料，q=1，Xe=XFT/808896104112120128136xy塔顶的温度：（示差法）=(0.940-0.985)/(0.985-1)解得：T=82进料板温度：=(0.542-0.671)/(0.671-0.743)塔釜的温度：=(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133由t-x-y曲线可知：tD=83、tW、tF全塔的平均温度t=( tD+tw+tF)/3=（8

8、3+129.5+90.5）/3=101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,而xe=xF=0.671，xD=0.985,故有Rm=因为二元物系平衡方程为y=,已知该方程过（0.671，0.910）解得=考虑到精馏段操作线离平衡线较近，理论最小回流比较小，故取操作回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rm=2×塔板数的计算理论塔板数的计算精馏段操作线为y=+提馏段操作线为过（0.671 ，0.865）和（0.027,0.027）两点的直线。提馏段操作线为平衡曲线为y=采用逐板计算法理论塔板数，步骤如下：精馏段y1=xDx1=y2× x2

9、 y3=0.944 x3 y4=0.903 x4=0.651<xF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 y5=×0.651-0.0081=0.8382 x5 y6=0.6535 x6 y7=0.3480 x764 y8=0.1172 x8=0.0259<xW 所以提馏段需要4块因此，精馏塔的理论塔板数为NT=8-1=7层，进料板位置为第4块板。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。QConne11对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液

10、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(L)由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表82133苯（mPa·s）乙苯（mPa·s）顶××·s底××进料××=（顶+底+××精馏段Np1=7提馏段Np1=9总塔板数NP=NP1+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塔顶压力PD=P0+P表Kpa加料板压力PF=PD+NP1×0.7=105.3+7×塔底压力PW=PF+NP2×0.7=110.

11、2+9×精馏段平均压力PM1=提馏段平均压力PM2=全塔平均操作压力PM=由试差法知tD=82、tW=133、tF精馏段平均温度t1=提馏段平均温度t2=全塔平均温度t=塔顶：y1=xD=0.985 x1 MVD,M=y1MA+(1-y1)MB MLD,M=x1MA+(1-x1)MB加料板：y4 x4 MVF,M=y4MA+(1-y4)MBKg/Kmol MLF,M=x4MA+(1-x4)MBg/Kmol塔底：y8=0.0259 x8 MVW,M=y8MA+(1-y8)MB MLW,M=x8MA+(1-x8)MB精馏段：ML,M1Kg/Kmol MV,M1Kg/Kmol提馏段：ML,

12、M2Kg/Kmol MV,M2Kg/Kmol全塔平均摩尔质量：MLMKg/Kmol MVMKg/Kmol气相密度vm=精馏段vm，1=×׳提馏段vm，2=××273Kg/m³全塔vm=Kg/m³液相密度=+为质量分率由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度82133苯（Kg/m³）乙苯（Kg/m³）塔顶平均密度DLMKg/m³进料板平均密度FLMKg/m³塔釜平均密度WLMKg/m³精馏段平均密度LM1=（DLM+FLM）Kg/m³提馏段平均密度LM2=（FL

13、M+WLM）Kg/m³全塔液相平均密度LM=（LM1+LM2）Kg/m³4.5液体的平均表面张力由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力82133苯（mV/m）乙苯（mV/m）塔顶表面张力MD×21.03+（1-0.985）×mN/m进料板表面张力MP×20.04+（1-0.671）×mN/m塔底表面张力MW×14.98+（1-0.027）×mN/m精馏段液体表面张力M1=（MD+MPmN/m提馏段液体表面张力M2=（MW+MP）/2=mN/m全塔液体平均表面张力M=（M1+M2mN/m液体平均粘度知MDm

14、Pa·sMFmPa·sMWmPa·s精馏段平均粘度M1=（MF+MD·s提馏段平均粘度M2=（MF+MWmPa·s全塔平均温度M=（M1+M2mPa·s五、汽液负荷计算精馏段汽相摩尔流率V=（R+1）D=（0.62+1）×=气相体积流率VS=VMVM1/3600VM1×79.68)/(3600׳/s×124.08=Kmol/h液相体积流率LS=LMLM1/3600LM1×84.02）/（3600××10¯³提馏段汽相摩尔流率V=（R+

15、1）D=（0.62+1）×气相体积流率VS=VMVM2/3600VM2×91.85)/(3600׳/s液相回流摩尔流率L=F+L=184.58+Kmol/h液相体积流率LS=LMLM2/3600LM2=（×）/（3600×）=×10¯³六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算按照下式计算：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，即因此，需先计算出最大允许气速。式中umax允许空塔气速，m/s；V，

16、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：初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=70mm,则HT-hL=按Smith法求取允许的空塔气速()()½=(0.002193/1.545)×)½查Smith关联图,得C20=0.082负荷因子:×泛点气速：取安全系数0.7，则操作气速精馏段的塔径提馏段塔径的计算提馏段的汽，液相平均密度为：查上图smith关联图，得，依式校正到物系表面张力为mN/m

17、时的C采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长Lw取堰长为0.6D，则出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔内平均液流量，m3/h；lw堰长，m； E 液流收缩系数。如下图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。近似取E=1。精馏段：提馏段：取6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af由查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积故符合要求。取边缘区宽度 WC60 m ，破沫区宽度 WS =0.1 m 。开孔区面积按计算故6.4降液管底隙高度式中u0降液管底隙处液体流速，m/s根据经验一般u0取降液管底隙处液体流速为

18、，则筛孔按正三角形排列，筛板采用碳钢，取其厚度=3mm,取孔径，,故孔心距t=3×5=15 则 开孔率 筛孔数 每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速 u0=m/s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 精馏段塔高 七、塔板的流体力学验取板厚， ，查化工原理课程设计下册图（5-33），确定孔流系数干板压降 所以气体速率为 故气相动能因子 查化工原理课程设计图5-35确定充气系数气体通过塔板的压降液柱液体通过降液管的压降计算降液管内清夜层高度,并取泡沫相对密度0.5,而 可见，满足 降液管内不会发生液泛。可见停留时间足够长，不会发生

19、气泡夹带现象。液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量要求低于0.1kg液体/kg干气体，则有可见液沫夹带量可以允许克服液体表面张力的作用引起的压降则漏液点气速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，所设计的各项尺寸可用。八、塔板负荷性能图液沫夹带线则由 式中于是 简化得在操作范围内,任取几个LS值，由上式算出对应的VS值，列于下表LS（m³/s）VS（m³/s）972.701根据表中的数据，在负荷性能图上作出液沫夹带线1。液泛线（气相负荷上限线）即在操作范围内,任取几个LS值，由上式算出对应的VS值，列于下表LS（m³/s）115VS（m³/s）根据表中的数据，在负荷性能图上作出液泛线2。液相负荷上限线根据上式在负荷性能图上作出液相负荷上限线3。漏液