苯与乙苯连续精馏

1、目录设计任务书1、概述41.1设计任务及要求41.2符号说明51.3设计基础数据62、 设计内容72.1 精馏塔的物料衡算72.2塔板数的确定8 2.2.1操作线方程8 2.2.2塔板数的计算92.3塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算 11 2.3.1操作压力计算 11 2.3.2操作温度计算 11 2.3.3平均摩尔质量计算 11 2.3.4平均密度计算12 2.3.5液体平均黏度计算132.3.6液体平均表面张力计算 142.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算15 2.4.1塔径的计算 15 2.4.2精馏塔有效高度的计算162.5塔板主要工艺尺寸的计算17 2.5.1溢流装置172.5.2提馏

2、段气、液相负荷计算172.5.3弓形降液管宽度和截面182.5.4塔板设置18 2.6塔板的流体力学验算19 2.6.1塔板压降 19 2.6.2液面落差 21 2.6.3液沫夹带 21 2.6.4漏液 21 2.6.5液泛 222.7塔板负荷性能图 22 2.7.1精馏段塔板负荷性能图22 2.7.2提馏段塔板负荷性能图24 2.8主要辅助设备262.8.1冷凝器262.8.2 再沸器262.9对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价273、参考文献 281、 概述 本次设计的目的是通过精馏操作来完成苯和乙苯混合溶液的分离，从而获得较高浓度的轻组分苯。同时对所设计的精馏塔进行结构设计及

3、强度校核。完成精馏操作任务的设备是精馏塔，精馏塔原理是：在一定压力下利用混合溶液中各组分挥发度的不同，在精馏塔中同时多次进行部分挥发和部分冷凝，使其分离成几乎纯组分的过程，根据塔内气液接触情况，精馏塔可分为两大类：板式塔和填料塔，板式塔又可分为泡罩塔、筛板塔、舌形塔、浮法塔等。根据本次设计任务及各类精馏塔的特点，本次设计采用筛板塔。1.1设计任务及要求1、设计题目: 苯-乙苯连续精馏塔的设计苯-乙苯连续精馏塔的设计：试设计一座苯-乙苯连续精馏塔的设计，要求年产纯度为98的乙苯，小组中每个人设计的产量分别为：17000吨；18000吨；19000吨；20000吨；21000吨；22000吨，塔顶

4、馏出液中含乙苯不得高于2，原料液中含乙苯40%（以上均为质量分数；其余为苯）。2、 设计条件: (1) 操作条件1) 塔顶压力 4kPa（表压）2) 进料热状态 自选； 3) 回流比 自选 4) 采用间接蒸汽加热塔底 加热蒸汽压力 0.5Mpa（表压）5) 单板压降 0.7kPa。(2) 塔板类型筛板塔。(3) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。(4) 厂址厂址：安徽省合肥市。(5) 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

5、力学验算；7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算；9) 主要辅助设备的选型10）对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价。2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A1号图纸）； 2) 绘制精馏塔设计条件图（A1号图纸）。1.2符号说明英文字母 Ls液体体积流量，m3/hAa塔板开孔区面积，m2 n筛孔数目Af降液管截面积，m2 P操作压力，kPaAo筛孔区面积，m2 P气体通过每层筛板的压降，kPaAT塔的截面积，m2 T理论板层数C负荷因子，无因次 t筛孔的中心距，mC20表面张力为20mN/m的 u空塔气速，m/s 负荷因子 do筛孔直径，m uomin漏液点气速，m

6、/sD塔径，m uo'液体通过降液体系的速度，m/sev液沫夹带量，kg液/kg气 Vn气体体积流量，m/sR回流比 Vs气体体积流量，m/sRmin最小回流比 Wc边缘无效区宽度，mM平均摩尔质量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，mTm平均温度， Ws破沫区宽度，mg重力加速度，m/s2 Z板式塔有效高度，mFo筛孔气相动触因子 hl出口堰与沉降管距离，m 希腊字母hc与平板压强相当的液柱高 筛板厚度，m 度，m 液体在降液管内停留时间，shd与液体流过降液管压强降 粘度，mPa·s 相当的液柱高度，m 密度，kg/m3hf板上清液高度，m 表面张力，mN/mhl板上清

7、液层高度，m 开孔率，无因次ho降液管的底隙高度，m 质量分率，无因次how堰上液层高度，m Hw出口堰高度，m 下标Hw'进口堰高度，m max最大h与克服表面张力压强降相 min最小 当的液柱高度，m L液相 H板式塔高度，m V气相Hd降液管内清夜层高度，m K稳定系数lw堰长，m HF进料处塔板间距，m HP人孔处塔板间距，mHT塔板间距，m Lh液体体积流量，m3/h1.3设计基础数据项目温度 饱和蒸汽压粘度表面张力苯乙苯苯乙苯苯乙苯8310019.50.30.382122.58510820.80.2860.3620.822.28812023.20.2750.3520.321

8、.390125250.280.3452021.895155320.260.3419.521.210017036.50.250.3218.520.4105200460.240.3118.12011021849.50.220.29517.419.511524559.80.2180.2816.819120279.867.50.2080.27216.218.41353801000.1750.2414.517由表中各温度下饱和蒸汽压可计算出气液组分摩尔分数之间的关表所示:则可绘出t-x-y关系图如下： 2、设计内容 2.1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

9、物料衡算，则有：F=D+WF=D+W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：=(1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33kg/kmol=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67kg/kmol=(1-98%)×78.11+98%×98%×106.16=105.6kg/kmol=、分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数则可知产物的产量W=kmol/h F=26.30×kmol/h D=F-W=80

10、.24-26.30=53.94kmol/h2.2塔板数的确定 2.2.1操作线方程1、 精馏段操作线方程其中为苯乙苯的相对挥发度，本设计取塔顶、塔底平均温度下的值，查化工手册得苯和乙苯的txy关系。由txy曲线可知：t=83、t=129.5、t=90.5全塔平均温度=查得，在106.25下，相对挥发度=5.06因为采取的进料状态是饱和液体进料，q=1,q线方程为x=0.671与平衡线的交点横坐标为x=0.671,将x带入相平衡方程，得y=则最小回流比为R=0.303取回流比R=2R=2×0.303=0.606则精馏段气液负荷为：V=L+D=(R+1)D=(0.606+1)×

11、53.94=86.628kmol/hL=RD=0.606×53.94=32.688kmol/h则精馏段操作线方程为=2、 提馏段操作线方程因为原料液的进料状态为饱和液体，则提馏段气液负荷为：=v=82.628kmol/h=F+L=80.24+32.688=112.928kmol/h则提馏段的操作线方程为y= =1.3036x-0.00822.2.2塔板数的计算1、 理论塔板数的计算因为q=1,故两操作线交点的液相组成为 x=x=0.671下面进行逐板计算：精馏段 y=x=0.985x= 所以精馏段理论塔板数为3块提馏段 所以提馏段理论塔板数为4块因此，理论塔板数为7块，进料板位置为第

12、四块板。2、 实际塔板数的计算相对挥发度液相黏度；mPa.s上式中、的数据均取塔顶、塔底平均温度下值查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 则有 平均黏度查化工原理第三版下册表113，得知筛塔板的总板效率为：计算实际塔板数 精馏段提馏段故全塔实际所需塔板数N=14块加料板位置在第7块。2.3塔的工艺条件及相关物性数据的计算2.3.1操作压力计算塔顶压力进料板压力塔底压力精馏段平均操作压力提馏段平均操作压力全塔平均操作压力2.3.2操作温度计算由前t=83、t=129.5、t=90.5精馏段平均温度提馏段平均温度全塔平均温度2.3.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量x=0.928,y=0.985

13、进料板平均摩尔质量x=0.601,y=0.884塔底平均摩尔质量x=0.0128, y=0.0614精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量全塔平均摩尔质量 2.3.4平均密度计算 气相密度精馏段提馏段全塔液相密度式中为质量分率查在t=83、t=129.5、t=90.5下苯与乙苯的密度塔顶平均密度 进料板平均密度 塔釜平均密度 精馏段平均密度提馏段平均密度全塔平均密度2.3.5液体平均黏度计算通过查表知道了在t=83、t=129.5、t=90.5时各组分黏度，由公式计算平均黏度进料板=0.671×0.201+(1-0.671)×0.242=0.214mpa.s塔板=0.985&

14、#215;0.301+(1-0.985)×0.35=0.302mpa.s塔釜=0.027×0.281+(1-0.027)×0.327=0.326mpa.s精馏段平均黏度提馏段平均黏度全塔平均黏度2.3.6液体平均表面张力计算由公式进行计算 查资料得t=83、t=129.5、t=90.5温度下苯乙苯的表面张力进料板表面张力 mN/m塔顶表面张力 mN/m塔底表面张力 mN/m精馏段液体平均表面张力 mN/m提馏段液体平均表面张力 mN/m全塔液体平均表面张力 mN/m（4） 气液相负荷精馏段V=86.628kmol/h=L=RD=32.688kmol/h提馏段=v=

15、86.628kmol/h=112.928kmol/h2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1塔径的计算 由上面的计算可知精馏段的气、液相体积流率为： 、精馏段的气、液相平均密度为： 、 板间距与塔径的关系塔径D/mm300500500800800160016002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600取板间距HT=0.45m，取板上清液层高度 0.06m。 查Smith通用关联图得,使式 校正到物系表面张力为20.86mN/m时的c.取安全系数为0.7，则D=调整塔径为1.0米提馏段塔径的

16、计算 、提馏段的气、液相平均密度为 、 查Smith通用关联图得,使式 校正到物系表面张力为19.22mN/m时的c.调整塔径为1.2米，综上，择取塔径为1.2米，空气塔气速为0.59m/s. 2.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段提馏段总的有效高度z=6.3m2.5塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置用单溢流，弓形降压管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰，溢流堰长。取堰长为0.6D,则=0.6×1.2=0.72m出口堰高h由计算选用平直堰，堰上液层高度式中堰上液流高度，m堰长，m塔内平均液流量，E液流收缩系数，一般取E=1精馏段h=0.06-0.0085=0.05195m提馏段

17、2.5.2弓形降液管宽度和截面由,通过查图得 则有=0.1241.2=0.149m=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。2.5.3降液管底隙高度降液管底隙处液体流速m/s,取为0.08m/s,则精馏处提馏段2.5.4塔板设置（1）边缘区宽度确定取（安定区宽度） =0.035m（无效区宽度）（2） 开孔区面积计算开孔区面积Aa按计算R=故=0.798（3） 筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm（一般的厚度为34mm）碳钢板，取筛孔直径 d015 mm（工业生产中孔径一般在310mm之间，45mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t13d01

18、3 × 515mm（通常采用2.55倍孔直径的中心距） 。计算塔板上的筛孔数，即计算塔板上的开孔率 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速：精馏段 提馏段2.6塔板的流体力学计算2.6.1塔板压降 1、精馏段的塔板压降 、干板阻力hc计算 d0/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C00.772 干板阻力hc由 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数： 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求

19、）。 2、提馏段的塔板压降 、干板阻力计算 d0/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C00.772 干板阻力由 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数： 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 2.6.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 2.6.3液沫夹带 液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 提馏段液沫夹带量: （验算结果表明产生的雾

20、沫夹带量在本设计范围内允许）2.6.4漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 精馏段： =5.29m/s稳定系数为K=uo/uOM=8.33/5.29=1.57>1.5（故在本设计中无明显漏液）提馏段： 稳定系数为=/=8.47/4.83=1.75>1.5 （故在本设计中无明显漏液）。 2.6.5液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd1=0.0628+0.0396+0.00097=0.103 m液柱 。 提馏段： 故Hd2=0.0649+0.0372+0

21、.00098=0.103 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段和提馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。2.7塔板负荷性能图2.7.1精馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 4、液泛线 5、漏液线（气相负荷下限线）整理得2.7.2提馏段塔板负荷性能图 1、液相负荷上限线 2、液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度m，。 3、雾沫夹带线式中 代入数据得简化得： 4、液泛线 5、漏液线（气相负荷下

22、限线）整理得2.8主要辅助设备2.8.1 冷凝器的热负荷、介质消耗量1、 热负荷由于塔顶流出液几乎为纯苯，近似按苯的性质计算，且忽略热流体的湿热。当时，泡点温度=83,查资料得此温度下苯的汽化焓为395kJ/kg。苯的摩尔质量为MA=78.11kg/kmol，对于泡点有已知即2、 消耗量2.8.2再沸器的热量衡算1、 热负荷 由于塔釜残留液几乎为乙苯，忽略塔釜残留液的摩尔焓，近似按乙苯的性质计算，通过查资料可知129.5下乙苯的汽化焓为，乙苯的摩尔质量为，对于泡点有及再沸器的热负荷： 设计时考虑3%的热负荷性，则 =1.03×43.7×（31088-0） =1.40×10kJ/h消耗量查资料可得时水蒸气的汽化焓r=2258.7kJ/kg结果可见，在塔釜中加入的热量，而在塔顶带走的热量1.35×10kJ/h,说明在塔釜中加入的少部分热量被塔顶冷凝器带走。2.9对设计过程的评述、有关问题的讨论和设计自我评价 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯乙苯物系的分离的筛板式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，终于设计出一套较为完善的筛板式连续精馏塔设备。其各项