苯乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

/課程設(shè)計(jì)說明書學(xué)院：生態(tài)與資源工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)：2012級(jí)化學(xué)工程與工藝(1)班課程名稱：化工原理課程設(shè)計(jì)題目：苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)學(xué)生姓名：蔡學(xué)號(hào)：20124121036指導(dǎo)老師：楊自濤2015年6目錄一、設(shè)計(jì)說明書 32.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位 42.2篩板塔的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)與應(yīng)用場(chǎng)合 42.3主要物性數(shù)據(jù) 4三、精餾塔的物料衡算 53.1進(jìn)料組成 53.2全塔的物料衡算 53.3相對(duì)揮發(fā)度和回流比的確定 53.4塔板數(shù)的計(jì)算 73.4.1理論塔板數(shù)的計(jì)算 73.4.2實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 8四、精餾塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 84.1平均壓力PM 84.2平均溫度tm 94.3平均分子量 94.4平均密度 104.5液體的平均表面張力 104.6液體平均粘度 11五、汽液負(fù)荷計(jì)算 11六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 116.1塔徑 116.2溢流裝置 136.3弓形降液管寬度Wd和截面Af 146.4降液管底隙高度 156.5塔高 15七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn) 167.1降液管液泛 167.2降液管內(nèi)停留時(shí)間 177.3液沫夾帶 177.4漏液 17八、塔板負(fù)荷性能圖 188.1液沫夾帶線 188.2液泛線（氣相負(fù)荷上限線） 188.3液相負(fù)荷上限線 198.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線） 198.5液相負(fù)荷下限線 208.6操作線與操作彈性 20九、設(shè)計(jì)評(píng)述 21十、參考文獻(xiàn) 21一、設(shè)計(jì)說明書（一）、設(shè)計(jì)題目苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)（二）、設(shè)計(jì)要求進(jìn)精餾塔的料液含乙苯40%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為苯；塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?%；殘液中乙苯含量不得低于98%。生產(chǎn)能力為年產(chǎn)4.6萬噸、98%的乙苯產(chǎn)品。（三）操作條件1.塔頂壓力：4kPa（表壓）2.進(jìn)料熱狀態(tài)：自選3.回流比：自選4.加熱蒸氣壓：0.5MPa（表壓）5.單板壓降≤0.7kPa。（四）塔板類型：篩板塔（五）工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。（六）、設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖；精餾塔接管尺寸計(jì)算；對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。2、設(shè)計(jì)圖紙要求：繪制生產(chǎn)工藝流程圖；繪制精餾塔裝配圖。二、前言2.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位塔設(shè)備是化工、石油化工、精細(xì)化工、醫(yī)藥。食品和環(huán)保等行業(yè)普遍使用的氣液傳質(zhì)設(shè)備，主要應(yīng)用與蒸餾、吸收、解吸、萃取、洗滌、閃蒸、增濕、減濕、干燥等單元操作。2.2篩板塔的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)與應(yīng)用場(chǎng)合篩板塔其塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板（孔徑為3-8mm）和大孔徑篩板（孔徑為10-25mm）兩類。工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊的場(chǎng)合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)低，約為泡罩塔的60%，浮閥塔的80%；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，比同直徑泡罩塔增加20%-40%；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高；安裝容易清理檢修方便。其缺點(diǎn)是篩板易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料，且篩板塔的設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降2.3主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)℃臨界溫度℃臨界壓力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/℃20406080100120140σ苯（mN/m）28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17σ乙苯（mN/m）29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度t/℃20406080100120140ρ苯（㎏/m3）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1ρ乙苯（㎏/m3）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃020406080100120140μ苯（mPa·s）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184μ乙苯（mPa·s）0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔徑的板間距塔徑D/m30.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/㎜200-300250-350300-450350-600400-600三、精餾塔的物料衡算原料液流率為F，塔頂產(chǎn)品流率為D,塔底產(chǎn)品流率為W，對(duì)精餾塔做全塔物料衡算。有：F=D+WFxF=DxD+Wxw苯的摩爾質(zhì)量：MA=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩爾質(zhì)量：MB=106.16Kg/Kmol。原料液與塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=（1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33Kg/KmolMD=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/KmolMW(1-98%)×78,11+98%×106.16=105.6Kg/Kmol3.1進(jìn)料組成原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分?jǐn)?shù)xF=(0.6/78.11)/[(0.6/78.11)+(0.4/106.16)]=0.671xD=(0.98/78.11)/[(0.98/78.11)+(0.02/106.16)]=0.985xw=(0.02/78.11)/[(0.02/78.11)+(0.96/106.16)]=0.0273.2全塔的物料衡算產(chǎn)物的產(chǎn)量：W=(4.6×10^7)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h求得F=60.50×(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08Kmol/h3.3相對(duì)揮發(fā)度和回流比的確定飽和液體（泡點(diǎn)）進(jìn)料，q=1，Xe=XF=0.671T/℃808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.000塔頂?shù)臏囟龋海ㄊ静罘ǎ〦Q\F(88-T,T-80)=(0.940-0.985)/(0.985-1)解得：T=82℃進(jìn)料板溫度：EQ\F(96-T,T-88)=(0.542-0.671)/(0.671-0.743)℃解得：T=90.87℃塔釜的溫度：EQ\F(136-T,T-128)=(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133℃由t-x-y曲線可知：tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃全塔的平均溫度t=(tD+tw+tF)/3=（83+129.5+90.5）/3=101℃有由上表數(shù)據(jù)作圖得x-y曲線與t-x(y)曲線，在x-y圖上，因q=1，查得ye=0.910,而xe=xF=0.671，xD=0.985,故有Rm=EQ\F(xD-ye,ye-xe)=(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31因?yàn)槎锵灯胶夥匠虨閥=EQ\F(αx,1+(α-1)x),已知該方程過（0.671，0.910）解得α=5.0考慮到精餾段操作線離平衡線較近，理論最小回流比較小，故取操作回流比為最小回流比的2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.623.4塔板數(shù)的計(jì)算3.4.1理論塔板數(shù)的計(jì)算精餾段操作線為y=EQ\F(Rx,R+1)+EQ\F(XD,R+1)=0.38x+0.61提餾段操作線為過（0.671，0.865）和（0.027,0.027）兩點(diǎn)的直線。提餾段操作線為y=1.3x-0.0081平衡曲線為y=EQ\F(5.0x,1+4x)采用逐板計(jì)算法理論塔板數(shù)，步驟如下：精餾段y1=xD=0.985x1=EQ\F(y,5-4y)=EQ\F(0.985,5-4×0.985)=0.929y2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973x2=0.878y3=0.944x3=0.771y4=0.903x4=0.651<xF=0.671所以精餾段需要3塊理論板，加料板為第4塊理論板。提餾段y5=1.3x-0.0081=1.3×0.651-0.0081=0.8382x5=0.5089y6=0.6535x6=0.2739y7=0.3480x7=0.0964y8=0.1172x8=0.0259<xW=0.027所以提餾段需要4塊因此，精餾塔的理論塔板數(shù)為NT=8-1=7層，進(jìn)料板位置為第4塊板。3.4.2實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動(dòng)狀況，以與板間反混（液沫夾帶、氣泡夾帶和漏液所致）的綜合結(jié)果。板效率為設(shè)計(jì)的重要數(shù)據(jù)。Q’Conne11對(duì)幾十個(gè)工業(yè)塔與實(shí)驗(yàn)塔板效率進(jìn)行綜合歸納，認(rèn)為蒸餾塔可用相對(duì)揮發(fā)度與液相粘度的乘積作為參數(shù)來關(guān)聯(lián)全塔效率，其經(jīng)驗(yàn)式為：ET=0.49(αμL)^-0.245由示差法得在塔頂、進(jìn)料、塔底溫度下的粘度如下表82℃90.1℃133℃苯（mPa·s）0.3030.2810.195乙苯（mPa·s）0.4390.3270.238μ頂=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa·sμ底=0.195×xW+0.238×(1-xW)=0.237μ進(jìn)料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296μ=（μ頂+μ底+μ進(jìn)料）/3=0.279全塔效率ET=0.49×（5.0×0.279）^-0.245=0.452精餾段Np1=EQ\F(NT,ET)=EQ\F(3,0.452)≈7提餾段Np1=EQ\F(NT,ET)=4/0.452≈9總塔板數(shù)NP=NP1+NP2=16塊，實(shí)際加料板位置在第8塊。四、精餾塔的工藝條件與有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1平均壓力PM取每層塔板壓降為0.7KPa塔頂壓力PD=P0+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板壓力PF=PD+NP1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa塔底壓力PW=PF+NP2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa精餾段平均壓力PM1=EQ\F(PD+PF,2)=(105.3+110.2)/2=107.75KPa提餾段平均壓力PM2=EQ\F(PW+PF,2)=(116.5+110.2)/2=113.35KPa全塔平均操作壓力PM=EQ\F(PD+PW,2)=(105.3+116.5)/2=110.9KPa4.2平均溫度tm由試差法知tD=82℃、tW=133℃、tF=90.1℃精餾段平均溫度t1=eq\f(tD+tF,2)=86.05℃提餾段平均溫度t2=eq\f(tW+tF,2)=111.55℃全塔平均溫度t=eq\f(tD+tW,2)=107.5℃4.3平均分子量塔頂：y1=xD=0.985x1=0.929MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/KmolMLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903x4=0.651MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/KmolMLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259x8=0.1172MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102.87g/KmolMLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105.43Kg/Kmol精餾段：ML,M1=（80.13+87.90）/2=84.02Kg/KmolMV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68Kg/Kmol提餾段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=96.67Kg/KmolMV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85Kg/Kmol全塔平均摩爾質(zhì)量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35Kg/KmolMVM=(78.68+91.85)/2=85.77Kg/Kmol4.4平均密度氣相密度ρvm=EQ\F(PMMVM,RT)精餾段ρvm，1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m3提餾段ρvm，2=113.35×91.85/[8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26Kg/m3全塔ρvm=EQ\F(ρvm，1﹢ρvm，2,2)=(2.88+3.26)/2=3.07Kg/m3液相密度eq\f(1,ρL)=eq\f(αA,ρA)+eq\f(αB,ρB)α為質(zhì)量分率由試差法求得塔頂、進(jìn)料、塔底的苯、乙苯的密度82℃90.1℃133℃苯（Kg/m3）812.75803.64752.78乙苯（Kg/m3）901.22853.80763.53塔頂平均密度eq\f(1,ρDLM)=0.98/812.75+0.02/901.22ρDLM=814.3Kg/m3進(jìn)料板平均密度eq\f(1,ρFLM)=0.6/803.64+0.4/853.80ρFLM=822.9Kg/m3塔釜平均密度eq\f(1,ρWLM)=0.02/752.78+0.98/763.53ρWLM=763.3Kg/m3精餾段平均密度ρLM1=（ρDLM+ρFLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.6Kg/m3提餾段平均密度ρLM2=（ρFLM+ρWLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1Kg/m3全塔液相平均密度ρLM=（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9Kg/m34.5液體的平均表面張力由試差法求得塔頂、進(jìn)料、塔底的苯、乙苯的表面張力82℃90.1℃133℃苯（mV/m）21.0320.0414.98乙苯（mV/m）22.7121.8717.52塔頂表面張力σMD=0.985×21.03+（1-0.985）×22.71=21.06mN/m進(jìn)料板表面張力σMP=0.671×20.04+（1-0.671）×21.87=20.64mN/m塔底表面張力σMW=0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45mN/m精餾段液體表面張力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85mN/m提餾段液體表面張力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05mN/m全塔液體平均表面張力σM=（σM1+σM2）/2=19.95mN/m4.6液體平均粘度知μMD=0.304mPa·sμMF=0.296mPa·sμMW=0.237mPa·s精餾段平均粘度μM1=（μMF+μMD）/2=0.300mPa·s提餾段平均粘度μM2=（μMF+μMW）/2=0.267mPa·s全塔平均溫度μM=（μM1+μM2）/2=0.284mPa·s五、汽液負(fù)荷計(jì)算精餾段汽相摩爾流率V=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS=VMVM1/3600ρVM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m3/s液相回流摩爾流率L=RD=0.62×124.08=76.930Kmol/h液相體積流率LS=LMLM1/3600ρLM1=（76.930×84.02）/（3600×818.6）=2.193×10^ˉ3提餾段汽相摩爾流率V’=（R+1）D=（0.62+1）×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS’=VMVM2/3600ρVM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m3/s液相回流摩爾流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51Kmol/h液相體積流率LS’=L’MLM2/3600ρLM2=（261.51×96.67）/（3600×793.1）=8.854×10^ˉ3六、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1塔徑塔徑的計(jì)算按照下式計(jì)算：式中D——塔徑m；Vs——塔內(nèi)氣體流量m3/s；u——空塔氣速m/s。空塔氣速u的計(jì)算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，乘以一定的安全系數(shù)，即因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。式中umax——允許空塔氣速，m/s；ρV，ρL——分別為氣相和液相的密度，kg/m3；C——?dú)怏w負(fù)荷系數(shù)，m/s，對(duì)于氣體負(fù)荷系數(shù)C可用史密斯關(guān)聯(lián)圖（如下）確定；而史密斯關(guān)聯(lián)圖是按液體的表面張力為=0.02N/m時(shí)繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正：①初選塔板間距HT=450mm與板上液層高度hL=70mm,則HT-hL=0.45-0.07=0.39m②按Smith法求取允許的空塔氣速(eq\f(LS,VS))(eq\f(ρL,ρV))?=(0.002193/1.545)×(805.9/3.07)?=0.023查Smith關(guān)聯(lián)圖,得C20=0.082負(fù)荷因子:=0.082×﹙20.85/20﹚^0.2=0.083泛點(diǎn)氣速：取安全系數(shù)0.7，則操作氣速精餾段的塔徑提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的汽，液相平均密度為：查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為19.05mN/m時(shí)的C調(diào)整塔徑為1.6m，綜上，則取塔徑為1.6m6.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤與平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。溢流堰長Lw取堰長為0.6D，則出口堰高h(yuǎn)w由,選用平直堰,堰上液層高度式中how──堰上液流高度，m；ls──塔內(nèi)平均液流量，m3/h；lw──堰長，m；E──液流收縮系數(shù)。如下圖一般情況下可取E=1，對(duì)計(jì)算結(jié)果影響不大。近似取E=1。精餾段：提餾段：取6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af由查右圖得：、則有計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間，以檢驗(yàn)降液管面積故符合要求。取邊緣區(qū)寬度WC=0.060m，破沫區(qū)寬度WS=0.1m。開孔區(qū)面積按計(jì)算故6.4降液管底隙高度式中u0──降液管底隙處液體流速，m/s根據(jù)經(jīng)驗(yàn)一般u0=0.07-0.25m/s取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，則6.5開孔數(shù)和開孔率篩孔按正三角形排列，篩板采用碳鋼，取其厚度δ=3mm,取孔徑，,故孔心距t=3×5=15則開孔率篩孔數(shù)每層塔板的開孔面積氣體通過篩孔的孔速u0=eq\f(VS,A0)=eq\f(1.545,0.120)=12.88m/s6.5塔高由表（2-5）可見，當(dāng)塔徑為0.8m時(shí)，其板間距可取450mm，因此，所設(shè)板間距可用。塔高精餾段塔高七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)7.1降液管液泛取板厚，，，查《化工原理課程設(shè)計(jì)》下冊(cè)圖（5-33），確定孔流系數(shù)干板壓降所以氣體速率為故氣相動(dòng)能因子查《化工原理課程設(shè)計(jì)》圖5-35確定充氣系數(shù)氣體通過塔板的壓降液柱液體通過降液管的壓降計(jì)算降液管內(nèi)清夜層高度,并取泡沫相對(duì)密度0.5,而可見，滿足降液管內(nèi)不會(huì)發(fā)生液泛。7.2降液管內(nèi)停留時(shí)間可見停留時(shí)間足夠長，不會(huì)發(fā)生氣泡夾帶現(xiàn)象。7.3液沫夾帶液沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。通常塔板上液沫夾帶量要求低于0.1kg液體/kg干氣體，則有可見液沫夾帶量可以允許7.4漏液克服液體表面張力的作用引起的壓降則漏液點(diǎn)氣速可見不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象。由塔板校核結(jié)果可見，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)選擇基本合理，所設(shè)計(jì)的各項(xiàng)尺寸可用。八、塔板負(fù)荷性能圖8.1液沫夾帶線則由式中于是