化工原理课程设计--乙苯-苯乙烯板式精馏塔工艺设计

714ae6eb9d6914a93b3d839dfe3d5811.pdf化工原理课程设计题 目 乙苯-苯乙烯板式精馏塔的工艺设计年 级 专 业 学 号 学生姓名 2009年 12月 21日目录第一节 化工原理课程设计（精馏装置）.41.1设计题目41.2操作条件41.3设计内容41.4基础数据4第二节 设计方案的确定及工艺流程的说明52.1 设计方案的确定及工艺流程的说明52.2 流程图6第三节 精馏塔（精馏段）计算63.1塔的工艺计算.63.1.1全塔物料衡算73.1.2 塔板数的确定73.1.3操作工艺条件及相关物性数据计算93.1.4汽液负荷计算113.2塔与塔板工艺结构计算123.2.1塔径确定123.2.2塔板工艺结构尺寸设计计算123.3塔板上流体力学及性能计算143.3.1气体通过筛板压降和的验算 143.3.2 雾沫夹带量的验算 .163.3.3漏液的验算 .163.3.4液泛的验算 .163.4塔板负荷性能图 .173.5精馏塔精馏段的设计计算结果汇总一览表.21第四节 精馏塔（提馏段）计算224.1 提馏段的物性及状态参数.224.2 提馏段的汽液负荷计算.234.3塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算.244.4 塔板上的流体力学验算.264.5塔的负荷性能图.284.6精馏塔提馏段的设计计算结果汇总一览表.32第五节 精馏塔的设计计算结果汇总一览.33第六节 精馏装置的附属设备346.1塔高.346.2裙座的相关尺寸计算.346.3 精馏塔的管口直径.346.4塔顶全凝器 356.4塔釜再沸器 .40 附图 .46 参考文献 .47第一节 化工原理课程设计（精馏装置）的内容1.1 设计题目课程设计题目乙苯-苯乙烯板式精馏塔的工艺设计：设计一座乙苯-苯乙烯连续精馏塔，要求年处理原料液（40%乙苯）30000t/a，塔底馏出液中含乙苯不高于2%。塔顶馏出液中含乙苯为98%（以上均为质量%）。1.2操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔釜加热蒸汽压力506kPa；5.单板压降不大于0.7kPa；6.年工作日300天，每天24小时连续运行。1.3设计内容1.设计方案的确定及工艺流程的说明；2.塔的工艺计算；3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算；4.塔内流体力学性能的设计计算；5.塔板负荷性能图的绘制；6.塔的工艺计算结果汇总一览表；7.辅助设备的选型与计算；8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制；9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。1.4基础数据 1. 安托因方程P=A+B/（C+t） 安托因方程常数ABC 温度范围/ 乙苯6.082081424.255213.0631-187苯乙烯6.0821445.58209.4326-163表1 2.组分的液相粘度(mpa.s)温度/80100120140160乙苯0.3540.30.2590.2260.2苯乙烯0.3860.3210.2720.2340.204表23.组分的液相密度（kg/m3）温度/100120140160乙苯795.2776.2756.7736.4苯乙烯838820801781表34.组分的表面张力（mN/m）温度，（）100120140160乙苯20.8518.8116.8214.86苯乙烯22.7820.7618.7816.84表4 双组分混合液体的表面张力可按下式计算：（为A、B组分的摩尔分率）第二节 设计方案的确定及工艺流程的说明2.1设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷至贮罐2.1流程图第三节 精馏塔（精馏段）计算3.1塔的工艺计算3.1.1 全塔物料衡算（一）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率乙苯和苯乙烯的相对摩尔质量分别为106.168和104 .152kg/kmol。 （二）平均摩尔质量= 0.395 106.168 + (1-0.395) 104.152 =104.79 kg/kmol= 0.9796 106.168 + (1-0.9796) 104.152 =104 kg/kmol= 0.0196 106.168 + (1-0.0196) 104.152 =104.0392kg/kmol（三）料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算： 3.1.2 塔板数的确定（一）理论塔板数的求取乙苯-苯乙烯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1.根据安托因方程P=A+B/（C+t）求取想平衡数据，利用泡点和露点方程求取乙苯-苯乙烯相平衡数据温度/P乙苯KpaP苯乙烯xy136.32101.288279.6163311137103.15281.135130.9160.933138105.941783.410250.7940.83139108.790485.735550.6750.725140111.698988.11180.5590.617141114.668190.539790.4460.505142117.698893.020290.3360.39143120.791995.554090.2280.271144123.948398.141990.1220.15145127.1688100.78480.020.025145.19127.7881101.2932002.确定操作的回流比R将上表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，查得，而，。故有：由于R =（1.22），取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：3.求理论塔板数精馏段操作线：提馏段操作线为过和两点的直线 乙苯-苯乙烯物系精馏分离理论塔板数的图解 乙苯-苯乙烯物系的温度组成图图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段块，第24块为加料板位置。（二）实际塔板数1.全塔效率 =0.62.实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段：块，取块提馏段：块，取块总塔板数块。3.1.3 操作工艺条件及相关物性数据计算（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：平均压强（二）平均温度查温度组成图得：塔顶为136.32，加料板为141.5。（三）平均分子量塔顶： ，（查相平衡图）加料板：，（查相平衡图）精馏段：（四）平均密度1.液相平均密度由基础数据表3知：塔顶： （136.32）进料板： （141.5）精馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力塔顶：；（136.32）进料板：；（141.5）精馏段：（六）液体的平均粘度塔顶：查化工原理附录11，在136.32下有：加料板：精馏段：3.1.4 汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相回流摩尔流率液相体积流量液相体积流量 3.2塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算3.2.1塔径的确定1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.精馏段的塔径圆整取，此时的操作气速。3.2.2塔板工艺结构尺寸设计及计算1.溢流装置由液负荷与流形关系知：采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平直堰 由Francis式有：由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P137图11-16得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般为5075mm，D 2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时mm；m时mm；本设计取mm，mm。（2）开孔区面积式中：3.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.精馏段的塔高3.3塔板上的流体力学性能设计及计算3.3.1气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得 （一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降4.气体通过筛板的压降（单板压降）和（不满足工艺要求，需重新调整参数）。现对塔板结构参数作重新调整如下：取mm，mm。开孔区面积式中：开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速气体通过筛板压降和的重新验算气体通过筛板的压降（单板压降）和（满足工艺要求）3.3.2雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。3.3.3漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）3.3.4液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度式中：为降液管内泡沫液的相对密度，一般可取0.5成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。3.4塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1） （1）式中：将已知数据代入式（1） （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：0.0009430.01050.0130.020.02756.3669635.6213635.4786535.1209124.781955依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2） （2） （2-2）在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.0009430.01050.0130.020.02455.1229414.7272434.6440964.4205124.183319依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3） （3-3）（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速，整理得： （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.0009430.01050.0130.020.02750.9031261.056551.0839121.148711.2069依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （5-5）操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=3.5精馏塔精馏段的设计计算结果汇总一览表精馏段计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计算结果精馏段平均压强kPa118.95平均温度138.91平均流量气相Vm3/s2.349液相Lm3/s0.0106实际塔板数39板间距V0.6塔段的有效高度L22.8塔径D1.7空塔气速U1.035塔板液流型式单流型溢溢流管型式弓形流堰长m1.19装堰高m0.0299置溢流堰宽度m0.238底隙高度m0.111板上清液层高度0.06孔径5孔间距13.25孔数n9894开孔面积0.1935筛孔气速12塔板压降n0.6965液体在降液管中的停留时间11.55降液管内清液层高度0.153雾沫夹带0.00614负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷4.5气相最小负荷0.99操作弹性4.55第四节 精馏塔（提馏段）计算4.1提馏段的物性及状态参数（一）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。进料板：塔底：平均压强（二）平均温度查温度组成图得：加料板为141.5，塔底为145.19。（三）平均分子量加料板：，（查相平衡图）塔底： ，。（查相平衡图）提馏段：（四）平均密度1.液相平均密度进料板： （141.5）塔底： （145.19）提馏段：2.汽相平均密度（五）液体的平均表面张力进料板：；（141.5）塔底：；（145.19）提馏段：（六）液体的平均粘度加料板：塔 底：提馏段：4.2提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率汽相体积流量汽相体积流量液相摩尔流率液相体积流量液相体积流量4.3塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（一）塔径1.初选塔板间距及板上液层高度，则：2.按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）查Smith通用关联图得负荷因子泛点气速：m/s3.操作气速取4.提馏段的塔径为加工方便，圆整取，由于，不稳定，取等径塔（取大的），故，此时提馏段的操作气速。（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平直堰由及，查化工原理图11-11得，于是：（满足要求）（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查化原下P147图11-16得，即：，。液体在降液管内的停留时间（满足要求）（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）2.塔板布置（1）边缘区宽度与安定区宽度与精馏段同，即mm，mm。开孔区面积与精馏段同，即3.开孔数和开孔率亦与精馏段同，即孔每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速4.提馏段的塔高4.4塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降和的验算1.气体通过干板的压降式中孔流系数由查图11-10得出，。2.气体通过板上液层的压降式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查化原图11-12得（一般可近似取）。3.气体克服液体表面张力产生的压降4.气体通过筛板的压降（单板压降）和（满足工艺要求）（二）雾沫夹带量的验算式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（三）漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）（四）液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。4.5塔板负荷性能图（一）雾沫夹带线（1） （1）式中：将已知数据代入式（1） （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表：0.0009390.01050.0130.020.02456.4811915.7258555.5813845.2192285.00905依据表中数据作出雾沫夹带线（1）（二）液泛线（2） （2） （2-2）在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.0009390.01050.0130.020.02454.6734194.3035744.2264874.0205723.891019依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3） （3-3）（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）漏液点气速，整理得： （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.0009390.01050.0130.020.02450.8278870.9731510.998531.0594821.093298依据表中数据作出漏液线（4）（五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度m，。 （5-5）操作气液比 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许最小负荷之比，即：操作弹性=4.6精馏塔提馏段的设计计算结果汇总一览表提馏段计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果提馏段平均压强kPa144.15平均温度143.35平均流量气相Vm3/s1.73液相Lm3/s0.0118实际塔板数块33板间距m0.6塔段的有效高度m20.4塔径Dm17空塔气速Um/s0.7626塔板液流型式单流型溢溢流管型式弓形流堰长m1.19装堰高m0.028置溢流堰宽度m0.238底隙高度m0.124板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm13.25孔数n个9894开孔面积m20.1935筛孔气速m/s8.94塔板压降kPa0.5643液体在降液管中的停留时间s10.37降液管内清液层高度m0.134雾沫夹带kg液/kg气0.00195负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s3.95气相最小负荷m3/s0.95操作弹性4.16第五节 精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强kPa118.95144.15平均温度138.91143.35平均流量气相Vm3/s2.3491.73液相Lm3/s0.01060.0118实际塔板数块3933板间距m0.60.6塔段的有效高度m22.820.4塔径Dm1.71.7空塔气速Um/s1.0350.7625塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长1.191.191.19堰高0.02990.02990.028溢流堰宽度0.2380.2380.238底隙高度0.1110.1110.124板上清液层高度m0.060.060孔径mm55孔间距mm13.2513.25孔数n个98949894开孔面积m20.19350.1935筛孔气速m/s128.94塔板压降kPa0.69650.5643液体在降液管中的停留时间s11.5510.37降液管内清液层高度m0.1530.134雾沫夹带kg液/kg气0.006140.00195负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷m3/s4.53.95气相最小负荷m3/s0.990.95操作弹性4.554.16第六节 精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算6.1塔高板式塔的塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m； HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（ 1.52.0）HT。故取HD=2HT=0.9m。塔底空间取HB =1.6m。全塔共72块，考虑清理及维修需要选择全塔人孔数为10个。取HF= HT，在进料版上方开一人孔，人孔直径选为450mm。又HT450,故可以在任意板间开人孔。6.2裙座的相关尺寸计算=D+(160400)=D-(160400)其中D=1700mm，取基础环的内外径与裙座截面积内径差为200mm=D+200=1900=D-200=15006.3精馏塔的管口直径1.塔顶蒸汽出口管径依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取1220m/s。取u=15m/s，根据工艺标准，将其圆整为0.5m2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取12.5 m/s。取u=2m/s, 根据工艺标准，将其圆整为0.09m3.加料管径料液由高位槽自流，流速可取0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。取u=2m/s根据工艺标准，将其圆整为0.04m4.料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。取u=0.8m/s，根据工艺标准，将其圆整为0.04m5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa：2040 m/s；2950 kPa：80 m/s。取u=20m/s, 根据工艺标准，将其圆整为0.4m6.4塔顶全凝器塔顶蒸汽立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）一、设计任务1.处理能力：2.246105t/a蒸汽2.设备形式：立式列管式冷凝器。二、操作条件1.蒸汽：冷凝温度136.32，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；2.冷却介质：水，入口温度30，出口温度1003.允许压降：不大于105Pa；4.每天按300天，每天按24小时连续运行。三、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。塔顶蒸汽立式管壳式冷凝器的设计工艺计算书（标准系列）本设计的工艺计算如下：此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。1.确定流体流动空间冷却水走管程，塔顶蒸汽走壳程，有利于蒸汽的散热和冷凝。2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据蒸汽在定性温度（136.32）下的物性数据 水的定性温度为其中入口温度为，出口温度为根据热量衡算有：所以冷却水的用量式中两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kgK)导热系数W/(mK)蒸汽136.32771.170.232.420.102水65980.50.4384.18250.68153.计算热负荷4.计算有效平均温度差逆流温差5.选取经验传热系数K值根据管程走水，壳程走蒸汽，总传热系数，现暂取。6.估算换热面积7.初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下：材料：钢管公称直径D：900mm公称换热面积S：203.1m2管程数Np：2管数n：588管长L：4.5m管子直径：.管子排列方式：正三角形换热器的实际换热面积该换热器所要求的总传热系数8.核算总传热系数（1）计算管程对流传热系数 （过渡范围）故利用化工原理上P165公式（5-63）和P166公式（5-67）得（2）计算壳程对流传热系数因为立式管壳式换热器，壳程为苯的饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，这与其饱和温度很接近，故在平均膜温130.66下的物性可沿用饱和温度136.32下的数据，在层流下：（3）确定污垢热阻（4）总传热系数取钢的热导率为45W.m-1. 所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（5）核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算式中，这与假设相差不大，符合要求。核算流型冷凝负荷（符合层流假设）9.计算压强降（1）计算管程压降（Ft结垢校正系数，Np管程数，Ns壳程数）取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而，于是由化工原理上 公式1-55知对的管子有（满足）（2）计算壳程压力降工程计算中常采用Esso法，该法的计算公式如下：（Fs为结垢校正系数，对液体Fs=1.15，Ns为壳程数）V= =0.01A=（）（）=0.7850.025=0.144= =0.07=5867.6流体流经管束的阻力F为管子排列方式对压强降的校正系数，正三角形排列F=0.5. 为壳程流体的摩擦系数:当为横过管束中心线的管数，管子按正三角形排列：=30。折流板间距，折流板数流体流经折流板缺口的阻力由此可知，所选换热器是合适的。6.5塔釜再沸器（不计塔的热损失） 苯乙烯热虹吸式再沸器的设计工艺计算书（一）、设计任务1.处理能力：的乙苯与苯乙烯混合物（由于乙苯含量为0.0196,可以看成纯苯乙烯.）2.设备形式：热虹吸式再沸器。（二）、操作条件1.苯乙烯：沸腾温度145.19，取145，蒸汽于饱和温度下离开再沸器；2.冷却介质：为水蒸气，入口温度180，出口温度为180；3.允许压降：不大于105Pa；4.每年按300天，每天按24小时连续运行。（三）、本设计工艺计算如下1.确定流体流动空间壳程走水蒸气，管程走苯乙烯2.计算传热速率苯乙烯在145下ms1=319.47Kmol/h=33285.6Kg/h=9.246Kg/sQ = =9.246353.3=3266.6KW根据热量衡算有：可算得ms2=4.28 Kg ms23.计算传热温差 =T