苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

1、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)： 2021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)： 20214121036 指導(dǎo)老師： 楊自濤 2021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)及應(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)度和回流比確實(shí)定53.4塔板數(shù)的計(jì)算7理論塔板數(shù)的計(jì)算7實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算8四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算84.1平均壓力PM84.2平均溫度tm94.3平均分子量94.4

2、平均密度104.5液體的平均外表張力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Af146.4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

3、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1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)確實(shí)定；3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7) 塔板負(fù)荷性能圖；8) 精餾塔接管

4、尺寸計(jì)算；9) 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：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(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、枯燥等單元操作。2.2篩板塔的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)及應(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)合如別離粘度大、易結(jié)焦的物系。篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低，約為泡罩塔

5、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)工程分子式分子量沸點(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外表張力t/20406080100120140苯mN/m28.826.2523.7421.2718.8516.4

6、914.17乙苯mN/m29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度t/20406080100120140苯/m³877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1乙苯/m³867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/020406080100120140苯mPa·s0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯mPa·s0.8740.6660.5250.4260.3540.3000

7、.2590.2265.不同塔徑的板間距塔徑D/m³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+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/KmolMD=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/Kmol

8、MW(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=(4.6×107)/(300×24×105.6)=60.50Kmol/h求得F=60.50

9、15;(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/h D=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h3.3相對(duì)揮發(fā)度和回流比確實(shí)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)臏囟龋菏静罘?(0.940-0.985)/(0.985-1)解得：T=82進(jìn)料板溫度：=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) 解得：T

10、=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?yàn)槎锵灯胶夥匠虨閥=,該方程過0.671，0.910解得=5.0考慮到精餾段操作線離平衡線較近，理論最小回流比擬小，故取操作回流比為最小回流比的

11、2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.623.4塔板數(shù)的計(jì)算理論塔板數(shù)的計(jì)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(diǎn)的直線。提餾段操作線為平衡曲線為y=采用逐板計(jì)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=0.38×0.929+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=

12、1.3×0.651-0.0081=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(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(jì)的重要數(shù)據(jù)。QConne11對(duì)幾十個(gè)工業(yè)塔及實(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=

13、0.49(L) -0.245由示差法得在塔頂、進(jìn)料、塔底溫度下的粘度如下表8290.1133苯mPa·s0.3030.2810.195乙苯mPa·s0.4390.3270.238頂=0.303×xD+0.349×(1-xD)=0.304mPa·s底=0.195×xW+0.238×(1-xW)=0.237進(jìn)料=0.281×xF+0.327×(1-xF)=0.296=頂+底+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= =7提餾段Np

14、1=4/0.4529總塔板數(shù)NP=NP1+NP2=16塊，實(shí)際加料板位置在第8塊。四、精餾塔的工藝條件及有關(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=(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+

15、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=86.05提餾段平均溫度t2=111.55全塔平均溫度t=107.54.3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=0.117

16、2 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/Kmol4.4平均密度氣相密度v

17、m=精餾段vm，1=107.75×79.68/8.314×273+86.05=2.88Kg/m³提餾段vm，2=113.35×91.85/ 8.314×273111.55=3.26 Kg/m³全塔vm=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m³液相密度 = + 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8290.1133苯Kg/m³812.75803.64752.78乙苯Kg/m³901.22853.80763.53塔頂平均密度=0.98/812.75+0.02/901.22 DLM=8

18、14.3 Kg/m³進(jìn)料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80 FLM=822.9 Kg/m³塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53 WLM=763.3 Kg/m³精餾段平均密度LM1=DLM+FLM/2=814.3+822.9/2=818.6 Kg/m³提餾段平均密度LM2=FLM+WLM/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m³全塔液相平均密度LM=LM1+LM2/2=818.6+793.1/2=805.9 Kg/m³4.5液體的平均外表張力由試差法求得塔頂、進(jìn)料、塔底的苯、

19、乙苯的外表張力8290.1133苯mV/m21.0320.0414.98乙苯mV/m22.7121.8717.52塔頂外表張力MD=0.985×21.03+1-0.985×22.71=21.06mN/m進(jìn)料板外表張力MP=0.671×20.04+1-0.671×21.87=20.64 mN/m塔底外表張力MW=0.027×14.98+1-0.027×17.52=17.45 mN/m精餾段液體外表張力M1=MD+MP/2=20.85 mN/m提餾段液體外表張力M2=MW+MP/2=19.05 mN/m全塔液體平均外表張力M=M1+M2/

20、2=19.95 mN/m4.6液體平均粘度知MD =0.304 mPa·s MF =0.296 mPa·s MW =0.237 mPa·s精餾段平均粘度M1=MF+MD/2=0.300mPa·s提餾段平均粘度M2=MF+MW/2=0.267 mPa·s全塔平均溫度M=M1+M2/2=0.284 mPa·s五、汽液負(fù)荷計(jì)算精餾段汽相摩爾流率V=R+1D=0.62+1×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS=VMVM1/3600VM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=

21、1.545m ³/s液相回流摩爾流率L=RD=0.62×124.08=76.930 Kmol/h液相體積流率LS= LMLM1/3600LM1=76.930×84.02/3600×818.6=2.193×10¯³提餾段汽相摩爾流率V=R+1D=0.62+1×124.08=201.010Kmol/h氣相體積流率VS=VMVM2/3600VM2=(201.010×91.85)/(3600×3.26)=1.573m ³/s液相回流摩爾流率L=F+L=184.58+76.930=261.51

22、Kmol/h液相體積流率LS= LMLM2/3600LM2=261.51×96.67/3600×793.1=8.854×10¯³六、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?？账馑賣的計(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)，乘以一定的平安系數(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；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ； C氣體負(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

23、液體的外表張力為=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： 初選塔板間距HT=450mm及板上液層高度hL=70mm,那么HT-hL=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允許的空塔氣速()()½=(0.002193/1.545) ×(805.9/3.07) ½=0.023查Smith關(guān)聯(lián)圖,得C20=0.082負(fù)荷因子:=0.082×20.85/200.2=0.083泛點(diǎn)氣速：取平安系數(shù)0.7，那么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，依式校正到物系外表張力為19.05mN/

24、m時(shí)的C調(diào)整塔徑為1.6m，綜上，那么取塔徑為1.6m6.2溢流裝置采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。溢流堰長Lw取堰長為0.6D，那么出口堰高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)。如下列圖一般情況下可取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：、那么有 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 =0.060 m ，破沫區(qū)寬度 WS =0.1 m 。開孔區(qū)面積按計(jì)算故6.4降液

25、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取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，那么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=3mm,取孔徑，,故孔心距t=3×5=15 那么 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/s6.5塔高由表2-5可見，當(dāng)塔徑為0.8 m時(shí)，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(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

26、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，那么有 可見液沫夾帶量可以允許7.4漏液克服液體外表張力的作用引起的壓降那么漏液點(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)選擇根本合理，所設(shè)計(jì)的各項(xiàng)尺寸可用。八、塔板負(fù)荷性能圖8.1液沫夾帶線那么由 式中 于是 簡(jiǎn)化得在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)LS值，由上式算出對(duì)應(yīng)的VS值，列于下表LSm³/s0.0010.0050.0100.015VSm³/s3.7473.3512.9972.701根據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負(fù)荷性能圖上作出液沫