年產(chǎn)1.0萬噸苯乙烯的乙苯脫氫工藝及乙苯苯乙烯減壓精餾塔設(shè)計書

1 年產(chǎn) 噸苯乙烯的乙苯脫氫工藝及乙苯苯乙烯減壓精餾塔設(shè)計書 題目：年產(chǎn) 設(shè)計條件：常壓反應(yīng)，水蒸氣稀釋，副反應(yīng)忽略。 粗產(chǎn)品組成（脫水后的油相）摩爾分率：乙苯 ：苯乙烯 = 塔壓力 6對揮發(fā)度按 塔頂乙苯含量 釜乙苯含量 設(shè)計要求： 計算轉(zhuǎn)化率，按其為平衡轉(zhuǎn)化率的 90%計，求得平衡組成，選定水蒸氣的用量，求出平衡常數(shù)及反應(yīng) 溫度。 列出物料進出反應(yīng)器的平衡表。 根據(jù)進料組成，黏度估算全塔效率。 根據(jù)條件及分離要求計算最小回流比，確定實際回流比，計算理論及實際塔板數(shù)，并確定加料板的位置。 根據(jù)塔頂?shù)谝粔K的汽液條件設(shè)計塔徑，塔板結(jié)構(gòu)，并進行水力學(xué)性能校核。 做負荷性能圖。 塔高的確定及接管尺寸。 塔設(shè)計列表。 畫出塔的結(jié)構(gòu)圖。 2 相關(guān)物性參數(shù)收集 分子量1（ g/ 密度 1（ kg/ 黏度 1（ 20）s 表 面 張力 1（ mN/m ） 汽化熱 3（ kJ/ )(3)(3乙苯 106 867 乙烯 104 911（ 氣 2 0 0 3 反應(yīng)計算機物料進出反應(yīng)器的平衡表 設(shè)計條件，粗產(chǎn)物中乙苯苯乙烯 ,以苯乙烯計算轉(zhuǎn)化率為x=衡轉(zhuǎn)化率 1乙烯反應(yīng)系統(tǒng)，平衡轉(zhuǎn)化率為 平衡時系統(tǒng)組成為： 主反應(yīng) = 平衡時： 1 5 下 ， 反 應(yīng) 的 ),(2 + ),(256 C ),( 5256 = = )( ,2 + ),( 3256 ),( 3256 = = K 298K,解得 K （ 1） =)1()2( （11T 21T ） 假設(shè)系統(tǒng)中的水蒸氣的物質(zhì)的量為 1 （ 2） =2 (81 1x)=( )= 解得 選擇反應(yīng)溫度為 爭取與乙苯的物 質(zhì)的量之比 1： 10。 物料平衡表 以 1h 為基準(zhǔn) 組成 輸入 輸出 物質(zhì)的量/料組成/摩爾分?jǐn)?shù) 質(zhì)量 /質(zhì)的量/料組成/摩爾分?jǐn)?shù) 質(zhì)量 /苯 乙烯 0 0 0 387 4 水蒸氣 氣 0 0 0 計 塔板數(shù)的計算及加料板位置 理論塔板計算 W=243600 苯乙烯n =h； 易揮發(fā)組分為苯乙烯 = 平衡線方程： y= 當(dāng) 解得 R=餾段操作線方程： y1n=1 F=D+W; F D W 解得 F=h,D=h; L=h , 提留段操作線方程： y1m =LW 利用逐板計算法計算理論板數(shù) y 1 =x D = 由平衡關(guān)系解得 x 1 =精餾段操作線方程解得同理得： = 5 ; 精餾段所用理論板數(shù)為 11 塊 ,第 12 塊為加料板。 = 由提留段操作線方程解得 y2 =; 由平衡關(guān)系解得 x2 =同理得： y3= x3=y4 = x4 =y5= x5=y6= x6=y7= x7=y8= x8=y9= x9=y10= x10=y11 = x11 =y12 = x12 = y13= x13=y14 = x14 =y15= x15=y16= x16= 6 y17= x17=x17= 于再沸器相當(dāng)一塊理論板，所以提留段理論板數(shù)為16 塊，全塔理論板數(shù)為 11+16=27； 實際塔板數(shù)計算 全塔效率 L =（苯乙烯）（ 1 x F ） + (乙苯 ) x F = = = L ) =5; 2，所以實際板數(shù)為 49 塊，其中第 23 塊為加料板。 塔徑及塔板結(jié)構(gòu)的設(shè)計 氣相摩爾流量 V= 液相摩爾流量 L= 氣相質(zhì)量流量 9 2 51 0 1 ， 液相質(zhì)量流量 塔頂壓強為 6安托因方程 P=t=,由 PV=v =73=得： 氣相密度， 液相密度； 所以，氣相體積流量 : 液相體積流量sL mL 34 00 ；， 7 1塔徑 D=由于適宜的空塔氣速 =（ 因此 ,需先計算出最大允許氣速 取板間距 取清夜層高度 是得 7=P= = 誤 !未找到引用源。 圖得氣相負荷因子 2 = 根據(jù)公式 C= /20)氣速 = =s 取 = s D = 錯誤 !未找到引用源。 =標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 2m. 塔的截面積 2 實際空塔氣速 u=s 流裝置：選用單溢流弓形降液管，不設(shè)進口堰： 長 出口堰高 hW hw=未找到引用源。 計算，近似取 E=1, ,01253 所以 hw=253=弓形降液管寬度 面積 =圖 3 查得 d 錯誤 !未找到引用源。 8 f 未找到引用源。 =驗算 :液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間 錯誤 !未找到引用源。 =（ （ 5s 故降液管可用 降液管底隙高度 底隙內(nèi)液體流速為 = s/lW = 錯誤 !未找到引用源。 , 板布置與浮閥數(shù)排列 取閥孔動能因子 0 氣體通過閥孔時的速度 （V） 1/2 閥數(shù)目 N=4 0 7 錯誤 !未找到引用源。=622個 取邊緣區(qū)寬度 沫區(qū)寬度 =D/2=D/2a 2 =2 222 s 0=采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距 t=75么相鄰兩排間閥孔中心距 t為 t2塔板的 流體力學(xué)驗算 9 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降 ） 2 =hc+誤 !未找到引用源。 干板阻力 浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全開臨界速度 誤 !未找到引用源。 =錯誤 !未找到引用源。 =s 因 按 上充氣液層阻力 板上液層充氣程度因素 = 表面張力引起的阻力h（此阻力很小可忽略） 則 柱 ) 單板壓降 pp =629 淹塔驗算 溢流管內(nèi)的清液層高度 Hd=hp+hd+ 與氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)臉I(yè)主高度 s/= 液柱柱 為防止液泛，通常 HT+ 取校正系數(shù) = 則有（ HT+= =不會產(chǎn)生液泛，符合防止淹塔要求。 3霧沫夾帶驗算 泛點率 F1= 其中 K= Z=b=F 2 = 2 . 6 8 7 2*5 0 0 3 7 2 3 未找到引用源。 10 80 泛點率 = 14* 80%可見霧沫夾帶在允許范圍內(nèi) 塔板操作負荷性能 1霧沫夾帶上限 取泛點率為 80代入泛點率計算公式 F1= 得霧沫夾帶上限方程為 取幾個 上式計算出 表 s 液泛線 由于存在 hw+ +hd+ (HT+ 取 =略 ，代入各相應(yīng)值化簡后得105 同樣列表 未找到引用源。 液體負荷上限線 : t 停 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 3 5s,以 t=5計算，則=s 4漏液線 11 對于 F2 =v=5估算 v 及 s 0204 所以 5液體負荷下限線 : 取堰上液層高 10E(!未找到引用源。 /s 作性能圖如下：051015202530350 任務(wù)規(guī)定的汽液負荷下的操作點 p(設(shè)計點 )處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 按照固定的汽液比，有附圖可查出塔板的氣相負荷上限 錯誤 !未找到引用源。 /s 錯誤 !未找到引用源。 /s 故操作彈性為 錯誤 !未找到引用源。 =將計算結(jié)果匯總于下表 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果 項目 數(shù)值與說明 備注 塔徑 D,m 板間距 HT,m 塔板型式 單溢流弓形降液管 分塊式塔板 空塔氣速 u， m/s 12 溢流堰長度 lW,m 板上液層高度 hl,m 浮閥數(shù) N，個 622 等腰三角形叉排 閥孔氣速 u0,m/s 閥孔動能因素 0 孔心距 t,m 一橫排孔心距 排間距 t ,m 臨界閥孔氣速， m/s 降液管內(nèi)的清夜高度 Hd,m 溢流堰高度 hw,m 氣相負荷上限（ 沫夾帶控制 氣相負荷下限（ 液控制 泛點率 操作彈性 單降壓板 /降液管底隙高度， m 液體在降液管中的停留時間 s 塔高及接管尺寸 進料管接管尺寸 設(shè) m/s, 3600= ,圓整取 30選 u=s(重力回流 )， 所以， ，圓整取 5 13 取 18， ， 則 ，圓整取 m 4 塔釜出料管 =s, 取 u=s d=4 =圓整取 d=塔高的選擇 取塔頂高度 底高度 坐 孔高度 10 塊板間設(shè)一人孔，取 7, 則塔高 H