乙苯-苯连续精馏塔设计.doc

4.2万吨/年乙苯-苯连续精馏塔设计目 录第1章 设计方案的确定- 1 -1、装置流程的确定- 1 -2、操作压强的选择- 1 -3、进料热状况的选择- 1 -4、回流比的选择- 1 -5、塔设备的选择- 1 -第2章 物料衡算- 2 -第3章 平衡数据和塔板数的确定- 3 -1、求算平衡数据- 3 -2、回流比R及塔板数的确定- 5 -第4章 塔和塔板主要工艺尺寸的设计- 9 -1、定性温度的确定- 9 -2、精馏段参数的确定- 9 -(1)精馏段气相体积流率及密度的确定- 9 -(2)精馏段液相体积流率及密度的确定- 10 -（3）精馏段表面张力的确定- 10 -3、提馏段参数的确定- 11 -（1）提馏段汽相体积流率及密度的确定- 11 -（2）提馏段液相体积流率及密度的确定- 11 -（3）提馏段表面张力的确定- 12 -第5章 塔设备参数的确定- 13 -1、塔径的计算- 13 -2、塔板数的选择与计算- 14 -（1）溢流堰- 14 -(2)降液管- 14 -(3)塔板布置- 15 -3、浮阀塔的开孔率及阀孔排列- 15 -(1）浮阀数目的确定- 15 -(2）阀孔的排列- 16 -(3）核算阀孔动能因数及开孔率- 16 -第6章 塔板的流体力学验算- 17 -1、气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）- 17 -（1）干板阻力- 17 -（2）液层阻力hl- 17 -（3)表面张力引起的阻力- 17 -2、液泛验算- 18 -3、雾沫夹带验算- 18 -第7章 塔板负荷性能图- 20 -1、雾沫夹带上限- 20 -2、液泛线- 20 -3、液体负荷上限线- 21 -4、气相负荷下限线- 21 -5、液体负荷下限线- 21 -6、精馏塔的热量衡算- 22 -第8章 板式塔的结构与附属设备- 24 -1、塔体结构- 24 -（1）塔顶空间- 24 -（2）塔底空间- 24 -（3）人孔- 24 -2、塔主要接管尺寸计算- 24 -（1） 塔顶蒸汽出口管径- 24 -（2） 回流液管径- 25 -（3） 加料管径- 25 -（4） 排液排出管径- 26 -（5） 饱和水蒸汽管径- 26 -3、辅助设备的选取- 26 -（1）再沸器- 26 -（2）塔顶全凝器- 27 -第9章 符号说明- 28 -参考文献- 30 -谢 辞- 31 -341第1章 设计方案的确定1、装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。由于本次课程设计加热方式为间接蒸汽加热，所以塔底要设置再沸器这种加热方式适用于各种物系，且被广泛应用。2、操作压强的选择精馏操作可在常压、减压和加压下进行，操作压强常取决于冷凝温度。对于乙苯苯这样的非热敏性物料并且沸点不是很高的液体混合物，采用的是常压蒸馏。3、进料热状况的选择原料的进料热状况为饱和液体进料，泡点进料的最大优点是塔内精馏段和提馏段的上升蒸汽量相等，可以采用相同的塔径而使设计和制造比较方便。4、回流比的选择根据最小回流比选定操作回流比，其中的取值范围为=（1.1-2.0），通过逐板计算法求出相应的理论板数，从中找出适宜的回流比。5、塔设备的选择所选塔板为浮阀塔板，其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，操作时，由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层，增加了汽液接触时间，本次所用的塔设备型号为F1型。第2章 物料衡算间接蒸汽加热方式下的物料衡算，苯的摩尔质量：乙苯的摩尔质量：原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数则可知残釜液的产量代入前式可得：第3章 平衡数据和塔板数的确定1、求算平衡数据根据安托尼方程：查工具书在之间有ABC苯6.068321236.034224.16乙苯6.069911416.992212.434不同温度下X、Y及相对挥发度的计算T/(0C)PA0PB0XY80.00 101.05 16.76 1.00 1.00 6.03 36.07 81.00 104.20 17.41 0.97 0.99 5.98 215.81 82.00 107.42 18.08 0.93 0.99 5.94 1281.95 83.00 110.73 18.78 0.90 0.98 5.90 7559.90 84.00 114.11 19.49 0.86 0.97 5.85 44262.7985.00 117.57 20.22 0.83 0.97 5.81 257314.486.00 121.11 20.98 0.80 0.96 5.77 148530787.00 124.73 21.76 0.77 0.95 5.73 851371088.00 128.44 22.56 0.74 0.94 5.69 4846134789.00 132.24 23.39 0.72 0.93 5.65 2.74E+0890.00 136.12 24.24 0.69 0.93 5.61 1.54E+0991.00 140.09 25.12 0.66 0.92 5.58 8.58E+0992.00 144.14 26.03 0.64 0.91 5.54 4.75E+1093.00 148.29 26.95 0.61 0.90 5.50 2.61E+1194.00 152.54 27.91 0.59 0.89 5.47 1.43E+1295.00 156.87 28.89 0.57 0.88 5.43 7.75E+1296.00 161.30 29.91 0.54 0.87 5.39 4.18E+1397.00 165.83 30.95 0.52 0.85 5.36 2.24E+1498.00 170.46 32.02 0.50 0.84 5.32 1.19E+1599.00 175.18 33.11 0.48 0.83 5.29 6.31E+15100.00 180.00 34.24 0.46 0.82 5.26 3.32E+16101.00 184.93 35.40 0.44 0.80 5.22 1.73E+17102.00 189.96 36.60 0.42 0.79 5.19 9E+17103.00 195.10 37.82 0.40 0.78 5.16 4.64E+18104.00 200.34 39.08 0.39 0.76 5.13 2.38E+19105.00 205.69 40.37 0.37 0.75 5.10 1.21E+20106.00 211.14 41.69 0.35 0.73 5.06 6.14E+20107.00 216.71 43.05 0.34 0.72 5.03 3.09E+21108.00 222.39 44.44 0.32 0.70 5.00 1.55E+22109.00 228.19 45.87 0.30 0.68 4.97 7.69E+22110.00 234.09 47.34 0.29 0.67 4.94 3.8E+23111.00 240.12 48.85 0.27 0.65 4.92 1.87E+24112.00 246.26 50.39 0.26 0.63 4.89 9.14E+24113.00 252.52 51.97 0.25 0.61 4.86 4.44E+25114.00 258.91 53.59 0.23 0.59 4.83 2.15E+26115.00 265.41 55.25 0.22 0.57 4.80 1.03E+27116.00 272.04 56.95 0.21 0.55 4.78 4.92E+27117.00 278.80 58.70 0.19 0.53 4.75 2.34E+28118.00 285.68 60.48 0.18 0.51 4.72 1.1E+29119.00 292.69 62.31 0.17 0.49 4.70 5.19E+29120.00 299.83 64.19 0.16 0.47 4.67 2.42E+30121.00 307.10 66.10 0.15 0.44 4.65 1.13E+31122.00 314.50 68.07 0.13 0.42 4.62 5.2E+31123.00 322.04 70.07 0.12 0.39 4.60 2.39E+32124.00 329.71 72.13 0.11 0.37 4.57 1.09E+33125.00 337.52 74.23 0.10 0.34 4.55 4.97E+33126.00 345.47 76.38 0.09 0.32 4.52 2.25E+34127.00 353.56 78.58 0.08 0.29 4.50 1.01E+35128.00 361.79 80.84 0.07 0.26 4.48 4.53E+35129.00 370.16 83.14 0.06 0.23 4.45 2.02E+36130.00 378.68 85.49 0.05 0.20 4.43 8.93E+36131.00 387.35 87.89 0.04 0.17 4.41 3.93E+37132.00 396.16 90.35 0.04 0.14 4.38 1.72E+38133.00 405.13 92.86 0.03 0.11 4.36 7.52E+38134.00 414.24 95.43 0.02 0.08 4.34 3.27E+39135.00 423.51 98.05 0.01 0.04 4.32 1.41E+40136.00 432.93 100.73 0.00 0.01 4.30 6.06E+40m5.03由附表求得=5.032、回流比R及塔板数的确定取泡点进料即q = 1，=0.318用逐板法计算理论塔板数计算过程如下表精馏段提馏段RYnXnXnYn+1YmXmXmYm+10.350 0.988 0.942 0.942 0.976 0.908 0.663 0.663 0.896 0.976 0.890 0.890 0.963 0.896 0.630 0.630 0.850 0.963 0.836 0.836 0.949 0.850 0.530 0.530 0.712 0.949 0.785 0.785 0.935 0.712 0.329 0.329 0.435 0.935 0.742 0.741 0.924 0.435 0.133 0.133 0.163 0.924 0.707 0.706 0.915 0.163 0.037 0.915 0.681 0.680 0.908 0.908 0.663 0.382 0.988 0.942 0.942 0.975 0.901 0.644 0.644 0.865 0.975 0.887 0.887 0.960 0.865 0.559 0.559 0.748 0.960 0.827 0.826 0.943 0.748 0.371 0.371 0.489 0.943 0.767 0.767 0.927 0.489 0.160 0.160 0.200 0.927 0.716 0.715 0.913 0.200 0.047 0.913 0.674 0.673 0.901 0.901 0.644 0.413 0.988 0.942 0.942 0.975 0.901 0.643 0.643 0.858 0.975 0.884 0.883 0.957 0.858 0.545 0.545 0.724 0.957 0.817 0.816 0.938 0.724 0.342 0.342 0.448 0.938 0.750 0.749 0.918 0.448 0.139 0.139 0.170 0.918 0.690 0.689 0.901 0.170 0.039 0.901 0.643 0.445 0.988 0.942 0.942 0.974 0.909 0.665 0.665 0.883 0.974 0.881 0.880 0.955 0.883 0.599 0.599 0.794 0.955 0.808 0.807 0.932 0.794 0.434 0.434 0.569 0.932 0.732 0.731 0.909 0.569 0.208 0.208 0.263 0.909 0.665 0.263 0.066 0.066 0.071 0.071 0.015 0.477 0.988 0.942 0.942 0.973 0.900 0.640 0.640 0.845 0.973 0.878 0.878 0.952 0.845 0.520 0.520 0.683 0.952 0.799 0.798 0.927 0.683 0.300 0.300 0.386 0.927 0.715 0.714 0.900 0.386 0.111 0.111 0.131 0.900 0.640 0.131 0.029 0.509 0.988 0.942 0.942 0.973 0.890 0.616 0.616 0.809 0.973 0.876 0.875 0.950 0.809 0.457 0.457 0.595 0.950 0.790 0.789 0.921 0.595 0.226 0.226 0.285 0.921 0.698 0.697 0.890 0.285 0.073 0.073 0.080 0.890 0.617 0.080 0.017 0.541 0.988 0.942 0.942 0.972 0.880 0.594 0.594 0.775 0.972 0.873 0.872 0.947 0.775 0.406 0.406 0.524 0.947 0.782 0.781 0.915 0.524 0.179 0.179 0.222 0.915 0.682 0.681 0.880 0.222 0.054 0.054 0.054 0.880 0.594 0.054 0.011 0.572 0.988 0.942 0.942 0.971 0.910 0.668 0.668 0.870 0.971 0.871 0.871 0.945 0.870 0.570 0.570 0.740 0.945 0.774 0.774 0.910 0.740 0.361 0.361 0.462 0.910 0.668 0.462 0.146 0.146 0.176 0.176 0.041 0.604 0.988 0.942 0.942 0.971 0.905 0.654 0.654 0.846 0.971 0.869 0.869 0.943 0.846 0.523 0.523 0.673 0.943 0.767 0.767 0.905 0.673 0.291 0.291 0.367 0.905 0.654 0.367 0.103 0.103 0.119 0.119 0.026 0.636 0.988 0.942 0.942 0.970 0.899 0.639 0.639 0.824 0.970 0.866 0.866 0.941 0.824 0.481 0.481 0.616 0.941 0.759 0.759 0.899 0.616 0.242 0.242 0.301 0.899 0.639 0.301 0.079 0.079 0.087 0.087 0.019 统计塔板数如下1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 0.34980.36810.43140.44520.47771311101091.6 1.7 1.8 1.9 2.0 0.50880.54060.57240.60420.636099888在坐标纸上作图（附图2），找出操作回流比，回流比R = 0.5082，取其数据，作T-X-Y，如附图1实际塔板数的确定：查图得 =81.8 ，=124.3 ,=(+)=103.05 =0.259(苯) =0.341（乙苯） =0.67010.259+（1-0.6701）0.341=0.286=5.159,则0.4454实际塔板数= / (9-1)/0.4454=17.76,则圆整为18精馏段实际板数=/9,提馏段实际板数=9第4章 塔和塔板主要工艺尺寸的设计1、定性温度的确定由塔顶、塔顶、进料板处的x,y组成查得则=95.75，=1172、精馏段参数的确定由精馏段平均温度查气-液相平衡图（见附图）可得 = 0.5643 = 0.8724塔顶压力kPa进料板压力105+0.710=112kPa塔底压力=105+0.718=117.6kPa精馏段平均压力=（+）/2=108.5kPa提馏段平均压力=(+)/2=114.8kPa(1)精馏段气相体积流率及密度的确定Vs = (R+1)D22.4 = 1.5088 98.322.4= 1.161Mm = MA + (1-)MB = 0.87278+（1-0.872）112.5 = 81.584 Kg/KmolV = = = 2.886 (2)精馏段液相体积流率及密度的确定Mm = MA +(1 - )MB = 780.5643+106（1-0.5643）= 90.2 Kg/KmolA = =0.74=912-1.187t=912-1.18785.11=798.35=1032.53L = = 798.42Ls = = = = 5.65 （3）精馏段表面张力的确定从基础数据中可查得82.5 时苯的表面张力=21 ， 乙苯的表面张力为=20 ，129.5时苯的表面张力=15 ， 乙苯的表面张力为=14.9 ，基础数据中可查得各组分的临界温度=288.95，=343.95则由，代入数据=19.383=18.772故精馏段 m = = 19.033、提馏段参数的确定由提馏段平均温度查气-液相平衡图（见附图）可得 = 0.339 = 0.723（1）提馏段汽相体积流率及密度的确定 Vs = (R+1)D22.4 = 1.62 85.1522.4 = 1.0171Mm = MA + (1-)MB = 0.72378+(1-0.723)106 = 85.756 Kg/KmolV = = =3.036 （2）提馏段液相体积流率及密度的确定Mm = MA +(1 - )MB = 780.339+06(1-0.339)= 96.508 Kg/KmolA = = 0.74=912-1.187t=912-1.187117=773.12=778.48L = = 774.59 Ls = = = = 6.23 （3）提馏段表面张力的确定由，代入数据=16.8=16.06故提馏段 m = = 16.54第5章 塔设备参数的确定1、塔径的计算以精馏段数据为准：令板间距 HT = 0.38m hL = 0.06m故 = HT- hL = 0.32mLv = = 0.022a=-4.531+1.65620.38+5.54960.382 -6.4695 0.383 =-3.46b=-0.474675+7.910(-2) 0.38-1.390.382+1.32120.383 = -0.5729c=-7.2910(-2)+0.0883070.38-0.491230.382+0.431960.383 = -0.08657C20 = expa+blnLv+c(lnLv)2 = exp-3.46-0.5729ln 0.0236 -0.08657(ln0.0236)2 =0.0715C = C20 = 0.0715 = 0.07= C = 0.07= 1.17 m/su = 0.64 umax = 0.651.34 = 0.75故 D = =1.34 m因此圆整为D = 1.4m校核：u = = = 0.75 m/s = = 0.64在0.60.8之间，因此满足要求。2、塔板数的选择与计算由上述计算可知塔径为 1.4 m， 因此选单流型塔板和弓形降液管 （1）溢流堰堰长Lw = 0.7D = 0.71.4 = 0.98 m 校核： Lh/Lw = = 5.29 u0c 故浮阀已全开临界速度（2）液层阻力hl取板上液层充气程度因素0=0.4，则=0=0.40.08=0.032 m（3)表面张力引起的阻力此阻力很小可忽略故单板压降：Pp =)=621.5Pa所要求的265-630Pa，因此满足要求。2、液泛验算溢流管内的清液层高度：=+因为=0.079m =0.032m =0.032m =0.016m= = = 0.002 m故hd=0.079+0.032+0.002=0.113 m为防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw） 取校正系数=0.4，则有（HT+hw）=0.4（0.38+0.071）=0.17故不会产生液泛3、雾沫夹带验算泛点率=或者泛点率 = 其中：K物性系数。对无泡正常系统K=1.0。ZL板上液体的流经长度ZL=D-2Wd=1.4-20.21 = 0.98 mAb板上液泛面积 Ab=AT-2Af=1.5386-20.138474 =1.26 m2CF泛点负荷系数，查图可得CF=0.128则泛点率= = 47.48%80或者泛点率 = 54.7280取泛点率为54.72%，可见雾沫夹带均在允许范围内第7章 塔板负荷性能图1、雾沫夹带上限取泛点率为80代入泛点率计算公式: 泛点率=可得雾沫夹带上限方程为Vs=-12.58Ls+2.012、液泛线由于存在hL+hd+hp= (HT+hw) 可整理出aVs2=b-cLs2-dLs2/3其中：a = 1.91105 = 1.91105= 0.0352 b = = 0.250.45+(0.25-1-0.45) 0.071 = 0.074 c = = = 63.72 d = = = 0.98所以 aVs2=b-cLs2-dLs2/30.0352Vs2=0.074-301.1Ls2-0.98Ls2/33、液体负荷上限线(Ls)max = 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s,以t=5计算.则(Ls)max = = 0.006 m3/s4、气相负荷下限线对F1型重阀，当F0 = 5时为确定气相负荷下限的依据故= = 0.49m3/s 5、液体负荷下限线由于 = 求得(Ls)min2/3 = 0.006 即：(Ls)min = 8.3610-4 m3/s液相负荷性能图，如附图由图查得Vsmax=1.34 m3/s Vsmin=0.49 m3/s故操作弹性 =1.34/0.49=2.73 6、精馏塔的热量衡算a塔顶冷凝器热负荷的计算由物性手册查得，80、100苯和乙苯的汽化热分别为：=80时，=394.1 =370=100时，=379.3 =359.3由拉格朗日内差法求得=81.8时苯和乙苯的汽化热 即解得，=30.68，=39.18塔顶上升蒸汽潜热=0.99130.68+(1-0.991) 39.18=30.76所以热量Q=(R+1)D=1267.27kJ/s水的定压比热容=4.183kJ/(kg)设冷凝水的进口温度为20，出口温度为40=15.15kg/sb.塔底再沸器热负荷计算由拉格朗日内差法求得=124.3时苯和乙苯的汽化热同上求得=28.22，=36.76塔底上升蒸汽潜热=0.354 28.22+（1-0.354）36.76=33.74所以热量Q=(R+1)D=1390.042kJ/s再沸器中加热水蒸气压强为(500+101.325）kPa查手册得此水蒸汽汽化潜热2155.60kJ/kg则= =0.71kg/s第8章 板式塔的结构与附属设备1、塔体结构（1）塔顶空间取HD = 0.382=0.76m（2）塔底空间由于塔底空间有12 m 的间距因此可取HB = 1.2 m（3）人孔苯和乙苯不需经常清洗，因此可每隔6层设一人孔，故可在实际板中设3个人孔。设人孔处板间距0.6m，人孔直径0.45m所以塔高： = （18-9-3-1）0.38+90.38+30.6+1.2+1.2=9.08m2、塔主要接管尺寸计算（1） 塔顶蒸汽出口管径因是常压操作因此蒸汽流速：u = 15 m/s故： = = 0.31m=310mm所以选择325mm7mm的无缝钢管流速核算：0.31= u=14.7m/s 符合1220m/s范围所以u = 15 m/s可取（2） 回流液管径 在重力回流状态下，取u = 0.35 m/s故： = =0.076 m=76mm所以选择89mm6mm的无缝钢管流速核算：0.079= u=0.32m/s 符合0.20.5m/s范围所以u = 0.35 m/s可取（3） 加料管径 由于使用泵输送原料液 所以选取进入流速u=2m/sF = 148.94 Kmol/hMF = xFMA+(1-xF)MB = 0.6778+（1-0.67）106 = 87.24kg/kmol109.7时苯的密度912-1.187t=912-1.187109.7=781.79乙苯=1036.04故= =835 =15.56所以= = 52mm所以选择68mm7mm的无缝钢管流速核算：0.054= u=1.88m/s 符合1.52.5m/s范围所以u = 2 m/s可取（4） 排液排出管径选取u=0.7m/s所以 = 99mm所以选择108mm4mm的无缝钢管流速核算： u=0.75m/s 符合0.51.0m/s范围所以u = 0.7 m/s可取（5） 饱和水蒸汽管径由于表压在785kPa以下，所以选择u=50m/s 水蒸气密度（水蒸汽操作压力为600Kpa） = 75mm所以选择83mm3.5mm的无缝钢管流速核算： u=48.89m/s 符合4060m/s范围所以u = 50 m/s可取3、辅助设备的选取（1）再沸器水蒸气的热流量 =1390.042kJ/s加热水蒸气的温度 T = 158.7 ，假设降温到100Tm=158.7100=