苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計

課程設(shè)計說明書 學(xué) 院： 生態(tài)與資源工程學(xué)院 專業(yè)班級： 2012級化學(xué)工程與工藝(1)班 課程名稱： 化工原理課程設(shè)計 題 目： 苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計 學(xué)生姓名：蔡 學(xué)號： 20124121036 指導(dǎo)老師： 楊自濤 2015年6 目錄 一、設(shè)計說明書 3 2.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位 4 2.2篩板塔的結(jié)構(gòu)特點及應(yīng)用場合 4 2.3主要物性數(shù)據(jù) 4 三、精餾塔的物料衡算 5 3.1進料組成 5 3.2全塔的物料衡算 5 3.3相對揮發(fā)度和回流比的確定 5 3.4塔板數(shù)的計算 7 3.4.1理論塔板數(shù)的計算 7 3.4.2實際塔板數(shù)的計算 8 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 8 4.1平均壓力PM 8 4.2平均溫度tm 9 4.3平均分子量 9 4.4平均密度 10 4.5液體的平均表面張力 10 4.6液體平均粘度 11 五、汽液負荷計算 11 六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 11 6.1塔徑 11 6.2溢流裝置 13 6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af 14 6.4降液管底隙高度 15 6.5塔高 15 七、塔板的流體力學(xué)驗 16 7.1降液管液泛 16 7.2降液管內(nèi)停留時間 17 7.3液沫夾帶 17 7.4漏液 17 八、塔板負荷性能圖 18 8.1液沫夾帶線 18 8.2液泛線（氣相負荷上限線） 18 8.3液相負荷上限線 19 8.4漏液線（氣相負荷下限線） 19 8.5液相負荷下限線 20 8.6操作線與操作彈性 20 九、設(shè)計評述 21 十、參考文獻 21 一、設(shè)計說明書 （一）、設(shè)計題目 苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計 （二）、設(shè)計要求 進精餾塔的料液含乙苯40%（質(zhì)量分數(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小時連續(xù)運行。 （六）、設(shè)計內(nèi)容 1、設(shè)計說明書的內(nèi)容 1) 精餾塔的物料衡算； 2) 塔板數(shù)的確定； 3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； 4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； 5) 塔板主要工藝尺寸的計算； 6) 塔板的流體力學(xué)驗算； 7) 塔板負荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計算； 9) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 2、設(shè)計圖紙要求： 1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖； 2) 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)特點及應(yīng)用場合 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合（如分離粘度大、易結(jié)焦的物系）。 篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價低，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)計和操作不當，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) 項目 分子式 分子量 沸點℃ 臨界溫度℃ 臨界壓力Pa 苯A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4 乙苯B C8H10 106.16 136.2 348.57 4307.7 2.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力 t/℃ 20 40 60 80 100 120 140 σ苯（mN/m） 28.8 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 σ乙苯（mN/m） 29.3 27.14 25.01 22.92 20.85 18.81 16.81 3.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度 t/℃ 20 40 60 80 100 120 140 ρ苯（㎏/m） 877.4 857.3 837.6 815.0 792.5 768.9 744.1 ρ乙苯（㎏/m） 867.7 849.8 931.8 913.6 795.2 776.2 756.7 4.苯、乙苯在某些溫度下的粘度 t/℃ 0 20 40 60 80 100 120 140 μ苯（mPas） 0.742 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 μ乙苯（mPas） 0.874 0.666 0.525 0.426 0.354 0.300 0.259 0.226 5.不同塔徑的板間距 塔徑D/m 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4-4.0 板間距HT/㎜ 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600 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，對精餾塔做全塔物料衡算。有：F=D+W FxF=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。原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=（1-40%）78.11+40%106.16=89.33Kg/Kmol MD=(1-2%)78.11+2%106.16=78.67Kg/Kmol MW(1-98%)78,11+98%106.16=105.6Kg/Kmol 3.1進料組成 原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分數(shù) xF=(0.6/78.11)/ [ (0.6/78.11)+(0.4/106.16) ]=0.671 xD=(0.98/78.11)/ [(0.98/78.11)+(0.02/106.16) ]=0.985 xw=(0.02/78.11)/ [(0.02/78.11)+(0.96/106.16) ]=0.027 3.2全塔的物料衡算 產(chǎn)物的產(chǎn)量：W=(4.610^7)/(30024105.6)=60.50Kmol/h 求得F=60.50(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/h D=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h 3.3相對揮發(fā)度和回流比的確定 飽和液體（泡點）進料，q=1，Xe=XF=0.671 T/℃ 80 88 96 104 112 120 128 136 x 1.000 0.743 0.542 0.385 0.259 0.157 0.072 0.000 y 1.000 0.940 0.865 0.762 0.631 0.465 0.257 0.000 塔頂?shù)臏囟龋海ㄊ静罘ǎ? =(0.940-0.985)/(0.985-1) 解得：T=82℃ 進料板溫度： =(0.542-0.671)/(0.671-0.743) ℃ 解得：T=90.87℃ 塔釜的溫度： =(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曲線及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==(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31 因為二元物系平衡方程為y=,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=20.31=0.62 3.4塔板數(shù)的計算 3.4.1理論塔板數(shù)的計算 精餾段操作線為y= +=0.38x+0.61 提餾段操作線為過（0.671 ，0.865）和（0.027,0.027）兩點的直線。 提餾段操作線為y=1.3x-0.0081 平衡曲線為y= 采用逐板計算法理論塔板數(shù)，步驟如下： 精餾段 y1=xD=0.985 x1===0.929 y2=0.38x+0.61=0.380.929+0.62=0.973 x2=0.878 y3=0.944 x3=0.771 y4=0.903 x4=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=1.30.651-0.0081=0.8382 x5=0.5089 y6=0.6535 x6=0.2739 y7=0.3480 x7=0.0964 y8=0.1172 x8=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，進料板位置為第4塊板。 3.4.2實際塔板數(shù)的計算 塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動狀況，以及板間反混（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)計的重要數(shù)據(jù)。 Q’Conne11對幾十個工業(yè)塔及實驗塔板效率進行綜合歸納，認為蒸餾塔可用相對揮發(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)驗式為：ET=0.49(αμL)^ -0.245 由示差法得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度如下表 82℃ 90.1℃ 133℃ 苯（mPas） 0.303 0.281 0.195 乙苯（mPas） 0.439 0.327 0.238 μ頂=0.303xD+0.349(1-xD)=0.304mPas μ底=0.195xW+0.238(1-xW)=0.237 μ進料=0.281xF+0.327(1-xF)=0.296 μ=（μ頂+μ底+μ進料）/3=0.279 全塔效率ET=0.49（5.00.279）^-0.245=0.452 精餾段Np1= =≈7 提餾段Np1==4/0.452≈9 總塔板數(shù)NP=NP1+NP2=16塊，實際加料板位置在第8塊。 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 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+NP10.7=105.3+70.7=110.2KPa 塔底壓力PW=PF+NP20.7=110.2+90.7=116.5KPa 精餾段平均壓力PM1==(105.3+110.2)/2=107.75KPa 提餾段平均壓力PM2==(116.5+110.2)/2=113.35KPa 全塔平均操作壓力PM==(105.3+116.5)/2=110.9KPa 4.2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==86.05℃ 提餾段平均溫度t2==111.55℃ 全塔平均溫度t==107.5℃ 4.3平均分子量 塔頂：y1=xD=0.985 x1=0.929 MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/Kmol MLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol 加料板：y4=0.903 x4=0.651 MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/Kmol MLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol 塔底：y8=0.0259 x8=0.1172 MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102.87g/Kmol MLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105.43Kg/Kmol 精餾段：ML,M1=（80.13+87.90）/2=84.02 Kg/Kmol MV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol 提餾段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=96.67 Kg/Kmol MV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol 全塔平均摩爾質(zhì)量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/Kmol MVM=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol 4.4平均密度 氣相密度ρvm= 精餾段ρvm，1=107.7579.68/[8.314﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m 提餾段ρvm，2=113.3591.85/ [8.314﹙273﹢111.55﹚]=3.26 Kg/m 全塔ρvm==(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m 液相密度 = + α為質(zhì)量分率 由試差法求得塔頂、進料、塔底的苯、乙苯的密度 82℃ 90.1℃ 133℃ 苯（Kg/m） 812.75 803.64 752.78 乙苯（Kg/m） 901.22 853.80 763.53 塔頂平均密度=0.98/812.75+0.02/901.22 ρDLM=814.3 Kg/m 進料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80 ρFLM=822.9 Kg/m 塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53 ρWLM=763.3 Kg/m 精餾段平均密度ρLM1=（ρDLM+ρFLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.6 Kg/m 提餾段平均密度ρLM2=（ρFLM+ρWLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m 全塔液相平均密度ρLM=（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m 4.5液體的平均表面張力 由試差法求得塔頂、進料、塔底的苯、乙苯的表面張力 82℃ 90.1℃ 133℃ 苯（mV/m） 21.03 20.04 14.98 乙苯（mV/m） 22.71 21.87 17.52 塔頂表面張力σMD=0.98521.03+（1-0.985）22.71=21.06mN/m 進料板表面張力σMP=0.67120.04+（1-0.671）21.87=20.64 mN/m 塔底表面張力σMW=0.02714.98+（1-0.027）17.52=17.45 mN/m 精餾段液體表面張力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85 mN/m 提餾段液體表面張力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05 mN/m 全塔液體平均表面張力σM=（σM1+σM2）/2=19.95 mN/m 4.6液體平均粘度 知μMD =0.304 mPas μMF =0.296 mPas μMW =0.237 mPas 精餾段平均粘度μM1=（μMF+μMD）/2=0.300mPas 提餾段平均粘度μM2=（μMF+μMW）/2=0.267 mPas 全塔平均溫度μM=（μM1+μM2）/2=0.284 mPas 五、汽液負荷計算 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=(201.01079.68)/(36002.88)=1.545m /s 液相回流摩爾流率L=RD=0.62124.08=76.930 Kmol/h 液相體積流率 LS= LMLM1/3600ρLM1=（76.93084.02）/（3600818.6）=2.19310^ 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=(201.01091.85)/(36003.26)=1.573m /s 液相回流摩爾流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h 液相體積流率 LS’= L’MLM2/3600ρLM2=（261.5196.67）/（3600793.1）=8.85410^ 六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 6.1塔徑 塔徑的計算按照下式計算： 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的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即 因此，需先計算出最大允許氣速。 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——氣體負荷系數(shù)，m/s， 對于氣體負荷系數(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時繪制的，故氣體負荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正： ①初選塔板間距HT=450mm及板上液層高度hL=70mm,則 HT-hL=0.45-0.07=0.39m ②按Smith法求取允許的空塔氣速 ()()=(0.002193/1.545) (805.9/3.07) =0.023 查Smith關(guān)聯(lián)圖,得C20=0.082 負荷因子:=0.082﹙20.85/20﹚^0.2=0.083 泛點氣速： 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時的C 調(diào)整塔徑為1.6m，綜上，則取塔徑為1.6m 6.2溢流裝置 采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。 溢流堰長Lw 取堰長為0.6D，則 出口堰高hw 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，對計算結(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 計算液體在降液管中停留時間， 以檢驗降液管面積 故符合要求。 取邊緣區(qū)寬度 WC =0.060 m ，破沫區(qū)寬度 WS =0.1 m 。 開孔區(qū)面積按計算 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=35=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===12.88m/s 6.5塔高 由表（2-5）可見，當塔徑為0.8 m時，其板間距可取450 mm，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 7.1降液管液泛 取板厚，， ，查《化工原理課程設(shè)計》下冊圖（5-33），確定孔流系數(shù) 干板壓降 所以氣體速率為 故氣相動能因子 查《化工原理課程設(shè)計》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 計算降液管內(nèi)清夜層高度,并取泡沫相對密度0.5, 而 可見，滿足 降液管內(nèi)不會發(fā)生液泛。 7.2降液管內(nèi)停留時間 可見停留時間足夠長，不會發(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 則漏液點氣速 可見不會發(fā)生嚴重漏液現(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)計的各項尺寸可用。八、塔板負荷性能圖 8.1液沫夾帶線 則由 式中 于是 簡化得 在操作范圍內(nèi),任取幾個LS值，由上式算出對應(yīng)的VS值，列于下表 LS（m/s） 0.001 0.005 0.010 0.015 VS（m/s） 3.747 3.351 2.997 2.701 根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能圖上作出液沫夾帶線1。 8.2液泛線（氣相負荷上限線） 即 在操作范圍內(nèi),任取幾個LS值，由上式算出對應(yīng)的VS值，列于下表 LS（m/s） 0.001 0.005 0.010 0.015 VS（m/s） 2.499 2.283 1.812 1.494 根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能圖上作出液泛線2。 8.3液相負荷上限線 根據(jù)上式在負荷性能圖上作出液相負荷上限線3。 8.4漏液線（氣相負荷下限線） 漏液點氣速 在操作范圍內(nèi),任取幾個LS值，由上式算出對應(yīng)的VS值，列于下表 LS（m/s） 0.001 0.005 0.010 0.015 VS（m/s） 0.538 0.597 0.644 0.682 根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能圖上作出漏液線4。 8.5液相負荷下限線 取平堰堰上液層高度 根據(jù)上式在負荷性能圖上作出液相負荷下限線5。 8.6操作線與操作彈性 操作氣液比 過點（0，0）和(0.002193,1.545)兩點，在負荷性能圖上作出操作線6。 從圖中看出，操作線的上限由液泛所控制，下限由漏夜所控制，其操作彈性為： 九、設(shè)計評述 因為苯—乙苯不能形成恒沸點的混合物，所以可直接采用傳統(tǒng)的精餾法制備高純度的乙苯溶液，本設(shè)計進行苯—乙苯的分離，采用直徑為1.6米的精餾塔，選用效率較高、結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式、并采用了弓形降液盤。 由于在設(shè)計過程中，對板式塔只有一個整體的直觀認識以及簡單的工作原理的了解，而對于設(shè)備中重要部件——塔板、管路等缺乏了解，查詢了各種相關(guān)書籍，走了很多彎路，但終于通過自己努力解決了其中的難題。 在設(shè)計過程中，考慮到設(shè)計踏板所構(gòu)成的板式塔，不但要具有應(yīng)有的生產(chǎn)能力，滿足工藝要求，還要考慮到能耗，經(jīng)濟，污染等問題，為今后走向工作崗位很有價值。 十、參考文獻 [1] 譚天恩，竇梅.化工原理第四版（上下冊）. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2013.6. 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