苯-乙苯精餾工段工藝設計 (2)

1、 南京工業(yè)大學浦江學院化工原理課程設計設計題目 苯-乙苯精餾工段工藝設計 專業(yè) 化學工程與工藝 班級 浦生工0904 團隊編號 C 指導教師 金自強 設計日期 2012 年 6 月 11 日至 2012 年 6月 22 日評分表：隊內(nèi)編號姓名學號隊長加分（5）隊長打分(20)教師打分(30)團隊報告分(50)總分五級分制1朱振剛135202束艷方110183朱元120104田野10010指導教師簽字： 目錄一 前言-4二 設計題目-5三 設計說明書符號表-5四 流程圖-5五 物性參數(shù)-6六 工藝計算-7 6.1 精餾塔的物料衡算-7 6.2 操作線方程-7 6.3塔板數(shù)的確定-9 6.4 實際

2、塔板的求取-9 6.5相關(guān)物性參數(shù)的計算-9 6.5.1 操作壓強-10 6.5.2平均溫度-10 6.5.3平均摩爾質(zhì)量-10 6.5.4平均密度-11 6.5.5液體平均黏度-13 6.5.6 液體平均表面張力-13 6.5.7 氣液相負荷-14 6.6 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算-16 6.6.1 塔徑-16 6.6.2 溢流裝置-19 6.6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af-20 6.6.4 降液管底隙高度-21 6.6.5 塔板布置-21七 篩板的流體力學計算-21八 塔板負荷性能圖-24九 輔助設備-299.1塔頂蒸汽出口管的直徑-299.2回流管直徑-309.3進料管直徑-30

3、9.4塔底出料管直徑-309.5 法蘭-309.6 群座-31十 對本次設計的評述或有關(guān)問題的分析-31十一 參考文獻-32一 前言化工原理課程設計是化學工程與工藝類相關(guān)專業(yè)學生學習化工原理課程必修的三大環(huán)節(jié)之一，起著培養(yǎng)學生運用綜合基礎(chǔ)知識解決工程問題和獨立工作能力的重要作用。化學工業(yè)中塔設備是化工單元操作中重要的設備之一。塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是浮閥塔?；瘜W工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、

4、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進行分離的。蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如， 設計所選取的苯-乙苯體系， 加熱苯 （沸點 80.1） 和乙苯（沸點 136.2）的混合物時，由于苯的沸點較乙苯低，即苯的揮發(fā)度較乙苯高，故苯較乙苯易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將苯和乙苯分離。這多次進行部分汽化

5、成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。本次設計就是針對苯與乙苯體系而進行的常壓篩板塔的設計及其輔助設備的選型。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。本次設計對篩板塔的工藝過程和結(jié)構(gòu)進行了比較全面的設計，并對其他輔助設備如冷凝器、泵的選型做了計算。 通過本次對篩板精餾塔的設計，使我們初步掌握了化工設計的基本原理和方法。培養(yǎng)了獨立思考，事實求是，綜合運用所

6、學知識，解決實際問題的能力。二 設計題目設計條件： 進料流量：F=120 kmol/h 原料中苯的濃度：65% 原料中乙苯的濃度：35%設計要求： 塔頂乙苯的含量低于0.5%（摩爾分數(shù)） 釜液中苯含量小于0.2%（摩爾分數(shù)） 操作條件：常壓操作三 設計說明書符號表符號名稱單位F進料流量kmol/hD塔頂產(chǎn)品流量kmol/hW塔底產(chǎn)品流量kmol/hM摩爾質(zhì)量kg/kmolN理論塔板數(shù)R回流比P壓強PaT溫度氣體粘度Pa·sV氣相摩爾流量kmol/hW液相摩爾流量kmol/hXD塔頂產(chǎn)品濃度XW塔底產(chǎn)品濃度X液相摩爾分數(shù)Y氣相摩爾分數(shù)組分的相對揮發(fā)度回收率密度kg/m3四 流程圖如圖所

7、示。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。五 物性參數(shù)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強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/2040608010012014028.826.2523

8、.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、 苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、 不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5

9、-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600六 工藝計算6.1 精餾塔的物料衡算由條件可知：F=120 kmol/h ZF=0.65 XD=0.995 XW=0.002 ð 120=D+W => D=78.31 kmol/h120·0.65=D·0.995+W·0.002 W=41.69 kmol/h所以，塔頂產(chǎn)品流量為78.31 kmol/h，塔底產(chǎn)品流量為41.69 kmol/h。6.2 操作線方程進料狀態(tài)：選擇泡點進料，在這種情況下，精餾段和提餾段的汽

10、相流率相近，兩段的塔徑可以相同，便于設計和制造，另外，操作上也比較容易控制。此時q=1.則：q線方程：q=ZF=0.65查化工手冊得苯和乙苯的t-x-y關(guān)系T/xY-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上圖可得q線與平衡線的交點坐標（xe，ye）為（0.65，0.90）代入平衡線方程：得：=4.85

11、，則最小回流比為： 一般R加大,理論板數(shù)較少,塔設備投資少,但氣化量大,能耗高,操作費用少。R減少,理論板數(shù)較多,塔設備投資大，但氣化量小，能耗高，操作費用多。取回流比R=2Rmin=2 0.38=0.76則精餾塔的氣液負荷：精餾段：V=(R+1)D=1.7678.31=137.83 kmol/hL=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h提餾段：V=V=137.83 kmol/hL=L+F=59.52+120=179.52 kmol/h求取操作線方程精餾段操作線方程: 提餾段操作線方程：6.3塔板數(shù)的確定由x-y圖，畫梯級可得理論板數(shù)為11（不包含塔釜），進料板為第5塊板。6.4

12、實際塔板的求取塔板效率是氣、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。板效率為設計的重要數(shù)據(jù)。板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學性質(zhì)有關(guān)，它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度根據(jù)條件，本實驗的總板效率ET=0.65計算實際塔板數(shù)精餾段提餾段故全塔實際所需塔板數(shù)塊加料板位置在第8塊。6.5相關(guān)物性參數(shù)的計算6.5.1操作壓強塔頂壓強進料板壓強塔釜壓強精餾段平均操作壓強提餾段平均操作壓強全塔平均操作壓強6.5.2平均溫度由t-x-y曲線可知：而根據(jù)條件，進料溫度=60精餾段平均溫度: 提餾段平均溫度: 全塔平均溫度: 6.5.3平均

13、摩爾質(zhì)量由苯乙苯圖解理論板及t-x-y圖查知XY(圖解理論板)X（平衡曲線）xw =4.1310-4苯的摩爾質(zhì)量：MA=78.11 kg/kmol乙苯的摩爾質(zhì)量:MB=106.16 kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量氣相液相塔頂平均摩爾質(zhì)量氣相液相塔底平均摩爾質(zhì)量氣相液相則精餾段平均摩爾質(zhì)量氣相液相提餾段平均摩爾質(zhì)量氣相液相全塔平均摩爾質(zhì)量氣相液相6.5.4平均密度氣相密度精餾段提餾段全塔液相密度式中為質(zhì)量分率查的在下苯乙苯的密度為溫度（）60836.6931.881814.0910.3136747.1760.0進料時苯的質(zhì)量分率： ，得x=0.58 塔頂： ，得x=0.993塔頂平均密度 進料

14、板平均密度 塔釜平均密度 精餾段平均密度提餾段平均密度全塔液相平均密度6.5.5液體平均黏度查的在溫度下各組成的黏度 黏度 溫度8113660苯(mPas)0.3060.1900.381乙苯(mPas)0.3520.2300.426由公式計算平均黏度進料板塔頂塔釜精餾段平均黏度提餾段平均黏度全塔平均黏度6.5.6液體平均表面張力由公式進行計算查資料得溫度下苯乙苯的表面張力 表面張力 溫度8113660苯(Mn/m)21.1514.6323.74乙苯(mN/m)22.8217.2225.01進料板表面張力塔頂表面張力塔底表面張力精餾段液體平均表面張力提餾段液體平均表面張力全塔液體平均表面張力6.

15、5.7氣液相負荷精餾段V=(R+1)D=1.7678.31=137.83 kmol/hL=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h提餾段L=L+F=59.52+120=179.52 kmol/h塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)統(tǒng)計匯總?cè)缦马椖糠枂挝挥嬎銛?shù)據(jù)平均壓強精餾段kPa224.1提餾段230.4全塔227.6平均溫度精餾段70.5提餾段98全塔108.5液相平均摩爾質(zhì)量精餾段kg/kmol84.40提餾段98.58全塔91.49氣相平均摩爾質(zhì)量精餾段kg/kmol80.28提餾段94.2全塔87.24液相平均密度精餾段Kg/m3844.35提餾段817全塔830.7氣相平均密度精餾段K

16、g/m36.30提餾段7.04全塔6.67液體平均黏度精餾段mPa·s0.352提餾段0.314全塔0.333液體平均表面張力精餾段mN/m22.67提餾段22.15全塔22.41氣相負荷精餾段m3/s0.488提餾段0.5123液相負荷精餾段m3/h5.5908提餾段21.6726.6和塔板的主要工藝尺寸的計算6.6.1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；V，L分別

17、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可用下圖確定；而下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應按下式校正： 精餾段塔徑的計算由以上的計算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為： 精餾段的汽，液相平均密度為：板間距與塔徑的關(guān)系 塔徑D/mm300500500800800160016002400板間距HT/mm200300250350300450350600那么分離空間，初選板間距，取板上液層高度。查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為22.15mN/m時的C取安全系數(shù)為0.7，則調(diào)整塔徑為1.0m;提餾段塔徑的計

18、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19.22mN/m時的C調(diào)整塔徑為1.2m。塔截面積：精溜段：AT=D2 =0.785 m2 提溜段：AT=D2 =1.131 m2精餾段實際空塔氣速為:提餾段實際空塔氣速為:6.6.2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，不設進口堰。1 溢流堰長lw取堰長為0.7D,則：lw=0.71=0.7 m lw=0.71.2=0.84m2 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)。如右圖一般情況下可取E=

19、1，對計算結(jié)果影響不大。近似取E=1,則精餾段:提餾段:6.6.3弓形降液管寬度Wd和截面Af由查右圖得：、則有精餾段：提餾段：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。6.6.4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 =0.070.25m/s取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，則6.6.5 塔板布置?。ò捕▍^(qū)寬度） （無效區(qū)寬度）開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計算開孔區(qū)面積按計算精餾段：提餾段：篩孔計算及其排列選用碳鋼板,取篩孔直徑,篩孔按正三角形排列,取孔中心距計算塔板上的篩孔數(shù)，即精餾段：提餾段：計算塔板上開孔區(qū)開孔率精餾段提餾段氣體通過

20、篩孔的氣速塔有效高度精餾段提餾段總的有效高度為七 篩板的流體力學計算氣體通過塔板的壓力降直接影響到塔低的操作壓力，故此壓力降數(shù)據(jù)是決定蒸餾塔塔底溫度的主要依據(jù)。氣體通過每層塔板的壓降為上式中液柱高度可按下式計算式中-塔板本身的干板阻力PC -板上充氣液層的靜壓力PL -液體的表面張力P干板阻力hc計算干板阻力由如下公式計算： 由查干篩孔的流量系數(shù)圖得氣體通過液層的阻力計算根據(jù)右圖查的為0.56查的'為0.60液體表面張力的阻力計算有公式計算：氣體通過每層塔板的壓降用公式計算單板壓強降符合設計要求。液面落差對于篩板塔液面落差很小,塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶是指板

21、上液體被上升氣流帶入上一層塔板的現(xiàn)象。液沫夾帶由下式計算,即式中故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)，設計合理。漏液對于篩板塔，漏液點氣速 可由式計算篩板穩(wěn)定系數(shù)故在本設計中無明顯漏夜。液泛汽液量相中之一的流量增大到某一數(shù)值，上、下兩層板間的壓力降便會增大到使降液管內(nèi)的液體不能暢順地下流。當降液管內(nèi)的液體滿到上一層塔板溢流堰頂之后，便漫但上層塔板上去，這種現(xiàn)象，稱為液泛（淹塔）如氣速過大，便有大量液滴從泡沫層中噴出，被氣體帶到上一層塔板，或有大量泡沫生成。如當液體流量過大時，降液管的截面便不足以使液體及時通過，于是管內(nèi)液面即行升高。為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從式而由于板上不設進口

22、堰，可由式 計算即：故在本設計中不發(fā)生液泛現(xiàn)象八 塔板負荷性能圖塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)確定后，該塔板在不同的氣液負荷內(nèi)有一穩(wěn)定的操作范圍。越出穩(wěn)定區(qū)，塔的效率顯著下降，甚至不能正常操作。將出現(xiàn)各種不正常的流體力學的界限用曲線表示出來，便為操作負荷性能圖。它由氣相負荷下限線（又稱漏液線）、過量霧沫夾帶線、液相負荷下限線、液相負荷上限線和液泛線五條線組成。8.1漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。精餾段：由 得整理得m3/s提餾段：由 、 得整理得 m3/s8.2霧沫夾帶線精餾段：當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低

23、。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:故 整理得提餾段：當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:故 整理得8.3液相負荷下限線精餾段:液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導致塔板效率下降。對于平直堰,取上液層高度作為最小液體負荷標準由下式得取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷下限線。提餾段：取上液層高度作為最小液體負荷標準由下式得取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷下限線。8.4

24、 液相負荷上限線精餾段：該線又稱降液管超負荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限,由式5-9得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷上限線。提餾段：以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限,得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷上限線。8.5液泛線精餾段：若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入

25、下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd。令將代入得： 提餾段：將代入得： 藍色為霧沫夾帶線，紅色的為液泛線。藍色為霧沫夾帶線，紅色的為液泛線。篩板塔工藝設計計算結(jié)果匯總序號項目符號單位計算數(shù)據(jù)(精餾段/提餾段）1平均溫度tm98.42平均壓力PmkPm111.63空塔氣速um/s0.62/0.454實際塔板數(shù)Nt-185有效高度Zm7.656塔徑Dm1.0/1.27板間距HTm0.458溢流形式（降液管）-單溢流弓形9堰長lwm0.7/0.8410堰高hwm0.0487/0.035211板上液層高度hlm0.0612堰上液層高度howm0.0113/0.024813底隙高度hom0.029

26、5/0.089614安定區(qū)高度Wdm0.06515開孔區(qū)面積Aom20.495/0.74616篩孔直徑dom0.00517篩孔數(shù)目N-2541/382920孔中心距tm0.01521開孔率-10.08%22穩(wěn)定系數(shù)K-1.9623停留時間S19.33/7.6224負荷上限-m3 /s液泛夾帶25負荷下限-m3 /s漏液控制26液沫夾帶evKg液/kg氣0.006/0.006九 輔助設備選型9.1塔頂蒸汽出口管的直徑D1因為塔頂壓力不大，蒸汽導管中常用流速為1220m/s而、Vs=0.488m3/s、取u=20m/s代入得D1=0.176m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，根據(jù)GB8163-87選用325

27、×7.5mm規(guī)格的管子。9.2回流管直徑D2由于本設計為回流液靠重力流入塔內(nèi)，故u可取0.5m/s則D2=0.065m根據(jù)國標GB8163-87，選用83×3.5mm規(guī)格的管子9.3進料管直徑D3設計為泵輸入，取u為1.6m/s則D3計算得0.063m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB8163-87)，選用70×3mm規(guī)格的管子9.4塔底出料管直徑D4U一般取0.5-1.5m/s，此處取1.0m/s則計算得D4=0.10m根據(jù)GB8163-87，選用108×4mm規(guī)格的管子9.5 法蘭由于在常壓下操作,所有法蘭均采用標準管法蘭平焊法蘭。由公稱壓力PN=0.25

28、MPa，選擇如下參數(shù)： 法蘭參數(shù)公稱直徑DNmm法蘭/mm螺柱連接尺寸法蘭厚度質(zhì)量Kg規(guī)格數(shù)量DD1D2D3D4d甲型400515480450440437183018.50M16209.6 群座裙座參數(shù)公稱直徑DNmm每根支腿允許載荷kN支腿數(shù)量支承最大高度Hmaxmm尺寸/mm焊縫長度hf墊板地腳螺栓寬度A長度Ax厚度n1孔徑db規(guī)格4006380060120902.2124M20裙座高度： 十 對本次設計的評述或有關(guān)問題的分析討論（一）精餾方案的確定精餾方案的確定包括流程的安排、設備結(jié)構(gòu)類型的選擇和操作條件的確定等。下面就有關(guān)內(nèi)容加以分析。 1操作壓力的選擇塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅涉及到分離問題，而且與塔頂和塔底的溫度有關(guān)。應根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，并兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮。加壓蒸餾可提高設備的處理能力，但會增加塔壁的厚度，使設備費用增加。另外，壓力增加使溶液的泡點和露點溫度均增加，物系的相對揮發(fā)度減小，使物系分離困難。減壓蒸餾不僅需要增加