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：036指導(dǎo)老師：楊自濤2015年6目錄一、設(shè)計說明書錯誤!不決義書簽。塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用和地位錯誤!不決義書簽。篩板塔的結(jié)構(gòu)特色及應(yīng)用處合錯誤!不決義書簽。主要物性數(shù)據(jù)錯誤!不決義書簽。三、精餾塔的物料衡算錯誤!不決義書簽。進料構(gòu)成錯誤!不決義書簽。全塔的物料衡算錯誤!不決義書簽。相對揮發(fā)度和回流比的確定錯誤!不決義書簽。塔板數(shù)的計算錯誤!不決義書簽。理論塔板數(shù)的計算錯誤!不決義書簽。實質(zhì)塔板數(shù)的計算8四、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算錯誤!不決義書簽。均勻壓力PM錯誤!不決義書簽。均勻溫度tm9均勻分子量9均勻密度10液體的均勻表面張力10液體均勻粘度11五、汽液負荷計算錯誤!不決義書簽。六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算11塔徑11溢流裝置錯誤!不決義書簽。弓形降液管寬度Wd和截面Af錯誤!不決義書簽。降液管底隙高度錯誤!不決義書簽。塔高錯誤!不決義書簽。七、塔板的流體力學(xué)驗錯誤!不決義書簽。降液管液泛錯誤!不決義書簽。降液管內(nèi)逗留時間錯誤!不決義書簽。液沫夾帶錯誤!不決義書簽。漏液錯誤!不決義書簽。八、塔板負荷性能圖錯誤!不決義書簽。液沫夾帶線錯誤!不決義書簽。液泛線（氣相負荷上限線）錯誤!不決義書簽。液相負荷上限線錯誤!不決義書簽。漏液線（氣相負荷下限線）錯誤!不決義書簽。液相負荷下限線錯誤!不決義書簽。操作線與操作彈性20九、設(shè)計評論21十、參照文件錯誤!不決義書簽。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），其他為苯；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)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：（表壓）5.單板壓降≤。（四）塔板種類：篩板塔（五）工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運轉(zhuǎn)。（六）、設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計說明書的內(nèi)容精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；塔板主要工藝尺寸的計算；塔板的流體力學(xué)驗算；塔板負荷性能圖；精餾塔接收尺寸計算；對設(shè)計過程的評論和相關(guān)問題的談?wù)摗?、設(shè)計圖紙要求：繪制生產(chǎn)工藝流程圖；繪制精餾塔裝置圖。二、序言塔設(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、精巧化工、醫(yī)藥。食品和環(huán)保等行業(yè)廣泛使用的氣液傳質(zhì)設(shè)備，主要應(yīng)用與蒸餾、汲取、解吸、萃取、清洗、閃蒸、增濕、減濕、干燥等單元操作。篩板塔的結(jié)構(gòu)特色及應(yīng)用處合篩板塔其塔板上開有好多均勻的小孔。依據(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別的場合（如分別粘度大、易結(jié)焦的物系）。篩板的長處是結(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，比同直徑泡罩塔增添20%-40%；氣體分別均勻，傳質(zhì)效率較高；安裝簡單清理檢修方便。其弊端是篩板易擁堵，不宜辦理易結(jié)焦、粘度大的物料，且篩板塔的設(shè)計和操作不妥，易產(chǎn)生漏液，使操作彈性減小，傳質(zhì)效率降落主要物性數(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AC6H6乙苯BC8H102.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/℃20406080100120140σ苯（mN/m）σ乙苯mN/m）3.苯、乙苯在某些溫度下的液相密度t/℃20406080100120140ρ苯（㎏/m3）ρ乙苯（㎏/m3）4.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃020406080100120140μ苯（mPa·s）μ乙苯（mPa·s）5.不一樣塔徑的板間距塔徑D/m3板間距H/㎜200-300250-350300-450350-600400-600T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+WFxF=DxD+Wxw苯的摩爾質(zhì)量：MA=Kmol,乙苯的摩爾質(zhì)量：MB=Kmol。原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的均勻摩爾質(zhì)量MF=（1-40%）×+40%×=KmolMD=(1-2%)×+2%×=KmolMW(1-98%)×78,11+98%×=Kmol進料構(gòu)成原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分數(shù)xF=/[+]=xD=/[+]=xw=/[+]=全塔的物料衡算產(chǎn)物的產(chǎn)量：W=×10^7)/(300×24×=h求得F=×Kmol/hD=F-W=Kmol/h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=T/℃808896104112120128136xy1.00.80.6y0.40.20.0x140130120℃110/t1009080

苯乙苯x(y)摩爾分數(shù)塔頂?shù)臏囟龋海ㄊ静罘ǎ?8-TT-80=解得：T=82℃進料板溫度：96-TT-88=℃解得：T=℃塔釜的溫度：136-TT-128=/解得：T=133℃由t-x-y曲線可知：tD=83℃、tW=℃、tF=℃全塔的均勻溫度t=(tD+tw+tF)/3=（83++）/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=,而xe=xF=，xD=,故有Deαxy=α,已知該方程過（，）Rm=ye-xe=因為二元物系均衡方程為-1)x1+(解得α=考慮到精餾段操作線離均衡線較近，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×=塔板數(shù)的計算理論塔板數(shù)的計算RxXD精餾段操作線為y=R+1+R+1=+提餾段操作線為過（，）和（,）兩點的直線。提餾段操作線為y=均衡曲線為y=錯誤!采納逐板計算法理論塔板數(shù)，步驟以下：y精餾段y1=xD=x1=5-4y=錯誤!=y=+=×+=x=22y3=x3=y4=x4=<xF=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=x5=y6=x6=y7=x7=y8=x8=<xW=所以提餾段需要4塊所以，精餾塔的理論塔板數(shù)為NT=8-1=7層，進料板地點為第4塊板。實質(zhì)塔板數(shù)的計算塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混雜和流動狀況，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，以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)系全塔效率，其經(jīng)驗式為：ET=(αμL)^由示差法得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度以下表82℃℃133℃苯（mPa·s）乙苯（mPa·s）μ頂=×xD+×(1-xD)=·sμ底=×xW+×(1-xW)=μ進料=×xF+×(1-xF)=μ=（μ頂+μ底+μ進料）/3=全塔效率ET=×（×）^=NT精餾段Np1=ET=錯誤!≈7NT提餾段Np1==4/≈9ET總塔板數(shù)NP=NP1+NP2=16塊，實質(zhì)加料板地點在第8塊。四、精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算均勻壓力PM取每層塔板壓降為塔頂壓力PD=P0+P表=+4=加料板壓力PF=PD+NP1×=+7×=塔底壓力PW=PF+NP2×=+9×=PD+PF精餾段均勻壓力PM1=2=+/2=PW+PF提餾段均勻壓力PM2=2=+/2=PD+PW全塔均勻操作壓力PM==+/2=2均勻溫度tm由試差法知tD=82℃、tW=133℃、tF=℃精餾段均勻溫度tD+tF℃t=12提餾段均勻溫度t2tW+tF℃=2=tD+tW全塔均勻溫度t=2=℃均勻分子量塔頂：y1=xD=x1=MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=KmolMLD,M=x1MA+(1-x1)MB=Kmol加料板：y4=x4=MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=KmolMLF,M=x4MA+(1-x4)MB=Kmol塔底：y8=x8=MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=KmolMLW,M=x8MA+(1-x8)MB=Kmol精餾段：ML,M1=（+）/2=Kg/KmolMV,M1=（+）/2=Kg/Kmol提餾段：ML,M2=（+）/2=Kg/KmolMV,M2=（+）/2=Kg/Kmol全塔均勻摩爾質(zhì)量：MLM=+/2=Kg/KmolMVM=+/2=Kg/Kmol均勻密度PMMVM氣相密度ρvm=RT精餾段ρvm，1=×[×﹙273+﹚]=m3提餾段ρvm，2=×[×﹙273﹢﹚]=Kg/m3vm，1﹢ρvm，2全塔ρvm=2=+/2=Kg/m3αAαB液相密度ρL=ρA+ρBα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℃℃133℃苯（Kg/m3）乙苯（Kg/m3）塔頂均勻密度1ρDLMρDLM進料板均勻密度1ρFLMρFLM塔釜均勻密度1ρWLM=Kg/m3=+ρWLM精餾段均勻密度ρLM1=（ρDLM+ρFLM）/2=（+）/2=Kg/m3提餾段均勻密度ρLM2=（ρFLM+ρWLM）/2=+/2=Kg/m3全塔液相均勻密度ρLM=（ρLM1+ρLM2）/2=（+）/2=Kg/m3液體的均勻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℃℃133℃苯（mV/m）乙苯（mV/m）塔頂表面張力σMD=×+（）×=m進料板表面張力σMP=×+（）×=mN/m塔底表面張力σMW=×+（）×=mN/m精餾段液體表面張力σM1=（σMD+σMP）/2=mN/m提餾段液體表面張力σM2=（σMW+σMP）/2=mN/m全塔液體均勻表面張力σM=（σM1+σM2）/2=mN/m液體均勻粘度知μMD=mPa·sμMF=mPa·sμMW=mPa·s精餾段均勻粘度μM1=（μMF+μ）/2=·sMD提餾段均勻粘度μM2=（μMF+μMW）/2=mPa·s全塔均勻溫度μM=（μM1+μM2）/2=mPa·s五、汽液負荷計算精餾段汽相摩爾流率V=（R+1）D=（+1）×=h氣相體積流率VS=VMVM1/3600ρVM1=×/(3600×=3/s液相回流摩爾流率L=RD=×=Kmol/h液相體積流率LS=LMLM1/3600ρLM1=（×）/（3600×）=×10^ˉ3提餾段汽相摩爾流率V’=（R+1）D=（+1）×=h氣相體積流率VS’=VMVM2/3600ρVM2=×/(3600×=3/s液相回流摩爾流率L’=F+L=+=Kmol/h液相體積流率LS’=L’MLM2/3600ρLM2=（×）/（3600×）=×10^ˉ3六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑塔徑的計算依據(jù)下式計算：4VSDu式中D——塔徑m；Vs——塔內(nèi)氣體流量m3/s；——空塔氣速m/s?？账馑賣的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，而后依據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，乘以必定的安全系數(shù)，即u(0.6~0.8)umax所以，需先計算出最大同意氣速umax。LVumaxCV式中umax——同意空塔氣速，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)系圖（以下）確立；而史密斯關(guān)系圖是按液體的表面張力為=m時繪制的，故氣體負荷系數(shù)C應(yīng)按下式校訂：CC20(0.02)0.2①初選塔板間距HT=450mm及板上液層高度hL=70mm,則HT-hL=按Smith法求取同意的空塔氣速LSρL(VS)(ρV)?=×?=查Smith關(guān)系圖,得C20=負荷因子:CC20(0.02)0.2=×﹙20﹚^=泛點氣速：umaxCLV805.93.071.342m/s0.083V3.07取安全系數(shù)，則操作氣速u0.7umax'0.71.3420.939m/s精餾段的塔徑D4Vs41.545u3.141.45m0.939提餾段塔徑的計算Ls0.008854m3/s、Vs1.573m3/s提餾段的汽，液相均勻密度為：L793.1kg/m3、V3.26kg/m3Ls0.50.008854793.10.5L0.0878Vsv1.5733.260.2查上圖smith關(guān)系圖，得C20'0.08，依式CC20校訂到物系表面張力20為m時的C'19.050.2C'C200.07920umax'C'L'V'793.13.26V'0.0791.23m/s3.26u'0.7umax'0.74Vs'41.573D'3.141.53mu'0.861調(diào)整塔徑為，綜上，則取塔徑為溢流裝置采納單溢流，弓形降液管液，流平行收受縮液系盤數(shù)及平行溢流E堰，不設(shè)入口堰。溢流堰長Lw取堰長為，則LW出口堰高hw2由hw2.84Ls3hlhow,采納平直堰,堰上液層高度how'E1000Lw式中how──堰上液流高度，m；ls──塔內(nèi)均勻液流量，m3/h；lw──堰長，m；E──液流縮短系數(shù)。以以下圖一般狀況下可取E=1，對計算結(jié)果影響不大。近似取E=1。精餾段：how2.84E7.89510000.96

230.0116m0.0006m提餾段：how'2.84E31.87410000.96

230.0293mhwhLhow0.0484m取hw0.05m弓形降液管寬度Wd和截面Af由lw0.6查右圖得：DAfWd0.1AT0.05、D則有Wd0.1Af0.053.141.620.100m24計算液體在降液管中逗留時間，以檢驗降液管面積t精AfHT0.1000.4520.52s5sLs0.002193t提AfHT0.1000.455.09s5sLs'0.008854故吻合要求。取邊沿區(qū)寬度WC=m，破沫區(qū)寬度WS=m。開孔區(qū)面積按Aa2xR2x2R2sin1x計算180RxDWdWS1.6D1.6220.54m、RWc22故Aa20.540.7420.5421800.742sin10.541.19m20.74降液管底隙高度lsholwu0'式中u0──降液管底隙處液體流速，m/s依據(jù)經(jīng)驗一般u0=取降液管底隙處液體流速為s，則h（精）oLR0.0021930.080.960.0286mlw0.08h（提）oLs0.0088540.080.960.1153mlw0.08開孔數(shù)和開孔率篩孔按正三角形擺列，篩板采納碳鋼，取其厚度δ=3mm,取孔徑d05mm，td03.0,故孔心距t=3×5=15則d2開孔率00.907110.100.90730t篩孔數(shù)n1158000Aa11580001.196124t2152每層塔板的開孔面積AA10.1001.190.120m20a氣體經(jīng)過篩孔的孔速VS錯誤!u0==s0=A塔高由表（2-5）可見，當塔徑為m時，其板間距可取450mm，所以，所設(shè)板間距可用。塔高Z(NP1)HT(161)精餾段塔高Z1(NP11)HT(71)0.452.7m七、塔板的流體力學(xué)驗降液管液泛取板厚0.60d0，d00.60，A00.1200.067，查《化工原理AT2Af220.1課程設(shè)計》下冊圖（5-33），確立孔流系數(shù)C00.73干板壓降1hd2g

213.072gu012.88C029.8805.90.0605m液柱L0.73所以氣體速率為uaVg1.5450.842msAT2Af220.1故氣相動能因子Faua0.50.8423.070.51.48kg0.5m0.5sg查《化工原理課程設(shè)計》圖5-35確立充氣系數(shù)0.61氣體經(jīng)過塔板的壓降hPhdhL0.06050.610.070.103m液柱液體經(jīng)過降液管的壓降0.153(Ls2.1931042hr)20.1539.76104m液柱lwh00.9628.6103計算降液管內(nèi)清夜層高度Hd,并取泡沫相對密度,HdhPhLhr0.1030.079.761040.174m而HThW0.450.0484220.2492m可見，滿足Hd1(HThW)2降液管內(nèi)不會發(fā)生液泛。降液管內(nèi)逗留時間AfHd7.93s5sVL2.193103可見逗留時間足夠長，不會發(fā)生氣泡夾帶現(xiàn)象。液沫夾帶液沫夾帶將以致塔板效率降落。平時塔板上液沫夾帶量eV要求低于液體/kg干氣體，則有3.23.2Vg5.7106u'5.7106ATAfeVHThfHT2.5hL3.25.71061.54520.120.851030.452.50.070.0088kg液體kg干氣0.1kg液體kg干氣可見液沫夾帶量可以同意漏液戰(zhàn)勝液體表面張力的作用惹起的壓降440.02085h9.810.0021m液柱9.81Ld0LhL則漏液點氣速uOm4.4C0g4.40.735.84ms

805.93.07u012.88KuOm5.84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、塔板負荷性能圖液沫夾帶線3.2則由eV5.7106uHThfVV式中sSu0.5263VSAAf20.1T3600Ls2/3hf2.5hL2.5hwhow2.5LW2/32.50.04840.002843600LS0.1211.714L2/31S0.965.71060.5263VS3.2于是eV0.120.851030.45S2/3簡化得VSS2/3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（m3/s）VS（m3/s）依據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能圖上作出液沫夾帶線1。液泛線（氣相負荷上限線）HThwhfhwhowhd22/3how2.84E3600Ls30.002843600LS2/30.6855LS1000LW0.96u02VVSVhc0.0510.051C0LC0A0LVS23.070.0510.02532VS20.730.120805.9hehwhow0.61(0.050.6855LS2/3)0.03050.4182LS2/3hfhche0.02532VS20.4182LS2/30.0305hd0.153(LS)20.153(LS)2202.963L2W00.96SLh0,02860.50.450.0500.02532VS20.4182LS2/30.6855LS2/3202.963LS2即VS2S2/38022.3LS2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（m3/s）VS（m3/s）依據(jù)表中的數(shù)據(jù)，在負荷性能圖上作出液泛線2。液相負荷上限線LS,ma