苯-乙苯连续精馏塔地设计

1、实用标准文案课程设计说明书学 院：生态与资源工程学院专业班级：2012级化学工程与工艺（1）班课程名称：化工原理课程设计题 目：苯-乙苯连续精微塔的 设计学生姓名： 蔡学号：20124121036指导老师：杨自涛2015 年 6目录一、设计说明书3.2.1 塔设备在化工生产中的作用和地位 42.2 筛板塔的结构特点及应用场合 4.2.3 主要物性数据 4.三、精储塔的物料衡算5.3.1 进料组成5.3.2 全塔的物料衡算5.3.3 相对挥发度和回流比的确定 5.3.4 塔板数的计算7.3.4.1 理论塔板数的计算 7.3.4.2 实际塔板数的计算8.四、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8

2、4.1 平均压力PM8.4.2 平均温度tm9.4.3 平均分子量9.4.4 平均密度1.04.5 液体的平均表面张力 104.6 液体平均粘度 1.1五、汽液负荷计算 1.1六、精储塔的塔体工艺尺寸计算1.16.1 塔径1.16.2 溢流装置1.36.3 弓形降液管宽度 Wd和截面Af1 46.4 降液管底隙高度1.56.5 塔高.16七、塔板的流体力学验1.67.1 降液管液泛1.67.2 降液管内停留时间177.3 液沫夹带1.77.4 漏液.17八、塔板负荷性能图1.88.1 液沫夹带线1.88.2 液泛线（气相负荷上限线） 1.88.3 液相负荷上限线1.98.4 漏液线（气相负荷下

3、限线） 1.98.5 液相负荷下限线 208.6 操作线与操作弹性20九、设计评述 21十、参考文献21一、设计说明书（一）、设计题目苯-乙苯连续精储塔的设计（二）、设计要求进精储塔的料液含乙苯40% （质量分数，下同），其余为苯；塔顶的乙苯含 量不得高于2%;残液中乙苯含量不得低于 98%。生产能力为年产4.6万吨、98%勺乙苯产品。（三）操作条件1 .塔顶压力：4kPa （表压）2 .进料热状态：自选3 .回流比：自选4 .加热蒸气压：0.5MPa （表压）5.单板压降 <0.7kPao（四）塔板类型：筛板塔（五）工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。（六）、设计内容1、

4、设计说明书的内容1）精储塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精储塔的塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸的计算；6）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精储塔接管尺寸计算；9）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：1）绘制生产工艺流程图；2）绘制精储塔装配图。、前言2.1 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工、精细化工、医药。食品和环保等行业普遍使用的 气液传质设备，主要应用与蒸储、吸收、解吸、萃取、洗涤、闪蒸、增湿、减湿、 干燥等单元操作。2.2 筛板塔的结构特点及应用场合筛板塔其塔板上开有许多均匀的小孔。根据

5、孔径的大小，分为小孔径筛板（孔 径为3-8mm和大孔径筛板（孔径为10-25mn）两类。工业应用以小孔径筛板为 主，大孔径筛板多用于某些特殊的场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，易于加工，造价低，约为泡罩塔的60%浮阀塔的80%板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，比同直径泡罩塔增加 20%-40%气体分散均匀，传质效率较高；安装容易清理检修方便。其缺点是筛 板易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且筛板塔的设计和操作不当，易产 生漏液，使操作弹性减小，传质效率下降2.3 主要物性数据1.苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点C临界温度C临界压力Pa苯AC6H678.

6、1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ C20406080100120140o-苯（mN/m28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17o-乙苯（mN/rm29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/C20406080100120140P苯（kg /m3）877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1P乙苯（kg /m3）867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7

7、4.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ C020406080100120140a 苯（mPa s）0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1841 乙苯(mPa-s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔径的板间距塔径D/m30.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距H7 nm200-300250-350300-450350-600400-600三、精储塔的物料衡算原料液流率为F,塔顶产品流率为D,塔底产品流率为W对精储塔做全塔物料衡算。有：F=D+W Fx F=Dx+Ww苯的摩

8、尔质量：M=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：MB=106.16Kg/Kmol。原 料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量MF= (1-40%) X 78.11+40%X 106.16=89.33Kg/KmolM=(1-2%) X78.11+2%X 106.16=78.67Kg/KmolM(1-98%) X78,11+98%X 106.16=105.6Kg/Kmol3.1 进料组成原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数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

9、.985xw=(0.02/78.11)/(0.02/78.11)+(0.96/106.16)=0.0273.2 全塔的物料衡算产物的产量： W=(4.6X 10A7)/(300 X24X 105.6)=60.50Kmol/h求得 F=60.50 X (0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08 Kmol/h3.3 相对挥发度和回流比的确定饱和液体(泡点)进料，q=1, Xe=X=0.671808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.0

10、00y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.000x塔顶的温度：（示差法）88-T- =(0.940-0.985)/(0.985-1)T-80解得：T=82C进料板温度：96-T=(0.5 =(0.542-0.671)/(0.671-0.743) 1-88解得：T=90.87 C塔釜的温度：136-TT-128=(0-0.027)/(0.027-0.072)解得：T=133C由t-x-y曲线可知：tc=83C、tv=129.5 C、tF=90.5 C全塔的平均温度 t=( t D+tw+tf)/3= (83+129.5+90.5) /3=101 C有由上表数

11、据作图得x-y曲线及t-x(y)曲线，在x-y图上，因q=1,查得ye=0.910,xD-y eRm=-ye-x e而 xe=xF=0.671 , xd=0.985,故有 =(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31因为二元物系平衡方程为y=,已知该方程过(0.671 , 0.910) 1+( a -1)x解得民=5.0考虑到精储段操作线离平衡线较近， 理论最小回流比较小，故取操作回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rm= 2 0.31=0.623.4 塔板数的计算3.4.1 理论塔板数的计算精微段操作线为y=：x + 综=0.38x+0.61 R+1R+1两点的直线。提储

12、段操作线为过(0.671 , 0.865 )和(0.027,0.027 )提储段操作线为y=1.3x-0.00815 0x平衡曲线为y=174； +tx上=TV =0.929 5-4y 5-4 X 0.985采用逐板计算法理论塔板数，步骤如下:精储段 y 1=xd=0.985xy2=0.38x+0.61=0.38 X 0.929+0.62=0.973 x 2=0.878y3=0.944x3=0.771y4=0.903x4=0.651<xf=0.671所以精储段需要3块理论板，加料板为第4块理论板。提储段 y 5=1.3x-0.0081=1.3 X 0.651-0.0081=0.8382

13、x 5=0.5089y6=0.6535x6=0.2739y7=0.3480x7=0.0964y8=0.1172x8=0.0259<xw=0.027所以提储段需要4块因此，精储塔的理论塔板数为 NT=8-1=7层，进料板位置为第4块板。3.4.2 实际塔板数的计算塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫 夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。Q' Connell对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸储塔可 用相对挥发度与液相粘度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：Et=0.49( a N L)A -0.245由小差法

14、得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表82 c90.1 C133 c苯(mPa s)0.3030.2810.195乙苯（mPa s）0.4390.3270.238冒顶=0.303XxD+0.349X(1-xD)=0.304mPa - sN 底=0.195 XxW+0.238X (1-xW)=0.237小进料=0.281 X xF+0.327 X (1-xF)=0.296尸(N顶+p底+ p进料)/3=0.279全塔效率 ET=0.49X ( 5.0 X 0.279 ) A-0.245=0.452精储段 Np1=ET = 0452 =7提储段 NP1咨=4/0.452 =9总塔板数NP=NP1+

15、NP2=16块，实际加料板位置在第8块四、精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 平均压力PM取每层塔板压降为0.7KPa塔顶压力 Pd=R+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力 Pf=Pd+NPO< 0.7=105.3+7 X0.7=110.2KPa塔底压力 Pw=PF+NP2X 0.7=110.2+9 X0.7=116.5KPaPd+PF精微段平均压力 PM1=2 =(105.3+110.2)/2=107.75KPa Pw+PF提储段平均压力 PM2=- 2- =(116.5+110.2)/2=113.35KPaPD+PW全塔平均操作压力PM="2- =(1

16、05.3+116.5)/2=110.9KPa4.2 平均温度tm由试差法知 tD=82C、tw=133C、tF=90.1 Ct D+tF精微段平均温度t1=-2- =86.05 C tW+tF提储段平均温度t21+ =111.55 Ct D+t W全塔平均温度t=-2- =107.5 C4.3 平均分子量塔顶：y1=xD=0.985 x 1=0.929M VD,M=y1M+(1-y 1)MB=78.53Kg/KmolMld,m=xiMA+(1-x 1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903 x 4=0.651M VF,M=y4M+(1-y 4)MB=80.83Kg/KmolML

17、F,M=x4M+(1-x 4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259 x 8=0.1172M Vw,M=y8M+(1-y 8)MB=102.87g/KmolMLw,M=x8M+(1-x 8)MB=105.43Kg/Kmol精储段：M,mi= (80.13+87.90 ) /2=84.02 Kg/KmolMV,M1= (78.53+80.83 ) /2=79.68 Kg/Kmol提储段：ML,m2= (87.90+105.43 ) /2=96.67 Kg/KmolMv,m2= (80.83+102.87 ) /2=91.85 Kg/Kmol全塔平均摩尔质量：MLm=(84.02+

18、96.67)/2=90.35 Kg/KmolMvm=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol精彩文档4.4平均密度、PMMVM气相密度p vm= RT精微段 p vm 1=107.75X79.68/8.314 乂 2 273+86.05)=2.88Kg/m 3提储段 p vm 2=113.35X91.85/ 8.314 X ( 273/ 111.55)=3.26 Kg/m 30 vm, 1 + 0 Vm 2全塔 p vm=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m 3a为质量分率82 C90.1 C133 c苯(Kg/m3)812.75803.64752.78乙苯（Kg/

19、m3）901.22853.80763.53液相密度;=十+就由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度1塔顶平均密度 ER.98/812.75.02/901.22P DLM=814.3 Kg/m31进料板平均密度=0.6/803.64+0.4/853.80p FLM1塔釜平均密度=0.02/752.78+0.98/763.53p WLMp flm=822.9 Kg/m 3p WL=763.3 Kg/m 3精微段平均密度P LM=(pDLM+p FLM)/2= (814.3+822.9 ) /2=818.6 Kg/m3提储段平均密度P LM2=(pFLM+p wlM)/2=(822.9+763

20、.3)/2=793.1 Kg/m 3全塔液相平均密度 P LM= ( P LM+p LM2)/2= (818.6+793.1 ) /2=805.9 Kg/m 34.5液体的平均表面张力82 c90.1 C133 c苯(mV/m21.0320.0414.98乙苯（mV/m22.7121.8717.52由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力塔顶表面张力(TMH0.985X 21.03+ (1-0.985 ) X 22.71=21.06mN/m进料板表面张力(tmf=0.671 X 20.04+ (1-0.671 ) X 21.87=20.64 mN/m塔底表面张力(T M=0.027 X

21、 14.98+ (1-0.027 ) X 17.52=17.45 mN/m精储段液体表面张力 6M= (T M+(T MF) /2=20.85 mN/m提储段液体表面张力 o-M2= (tm+(tmp) /2=19.05 mN/m全塔液体平均表面张力(T m= (tmi+(tM2)/2=19.95 mN/m4.6液体平均粘度知 ii md=0.304 mPa s 仙 mf=0.296 mPa s仙 mw=0.237 mPa - s精微段平均粘度 nm= (imf+n m。/2=0.300mPa ' s提储段平均粘度 N M2= ( MF+i MWr /2=0.267 mPa - s全塔

22、平均温度 n m= ( p mi+ p M2)/2=0.284 mPa s五、汽液负荷计算精储段汽相摩尔流率 V= (R+1) D= (0.62+1 ) X 124.08=201.010Kmol/h气相体积流率 Vs=VMm/3600 p vm=(201.010 X 79.68)/(3600 X 2.88)=1.545m 3/s液相回流摩尔流率 L=RD=0.62X 124.08=76.930 Kmol/h液相体积流率Ls= LMlm/3600 p lm= (76.930 X84.02) / (3600X 818.6) =2.193X 103提储段汽相摩尔流率 V = (R+1) D= (0.

23、62+1 ) X 124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS' =VMm，3600 p vm2=(201.010 X 91.85)/(3600 X 3.26)=1.573m 3/s液相回流摩尔流率 L' =F+L=184.58+76.930=261.51 Kmol/h液相体积流率Ls，= L' Mm，3600 PLM2= (261.51 X96.67) / (3600X 793.1 ) =8.854X10 3六、精储塔的塔体工艺尺寸计算6.1塔径塔径的计算按照下式计算：。一再式中 D塔径m；Vs塔内气体流量 m3/s；u 空塔气速m/s。空塔气速U的计算方

24、法是，先求得最大空塔气速 Umax,然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即u =(0.60.8)Umax因此，需先计算出最大允许气速Umax式中Umax允许空塔气速，m/S；PV, PL分别为气相和液相的密度，kg/m3 ；C气体负荷系数，m/S,对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液 体的表面张力为仃=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：o.ot n.njC - C20(0.020.2O. U 50.060.05J 0.040.03O.OJD.o? (I/M.0.2006 0,0m O. IO0.60 O.BO S.tXi30初选塔板间距Hr

25、=450mmi板上液层高度hL=70mmWH-h L=0.45-0.07=0.39m按Smith法求取允许的空塔气速X (805.9/3.07)?=0.023(LS )( - ) ?=(0.002193/1.545)VSc V查Smith关联图，得。=0.082负荷因子：C =C20()°.2=0.082X ( 20.85/20) 2=0.083 0.02泛点气速：umax = C I PL - Pv- =0.083父 J805.9-3.07 =i.342m/smax ):V.3.07取安全系数0.7,则操作气速 u =0.7umax'=0.7 1.342 =0.939m/s

26、精微段的塔径 D=J=J3'1.545 =i.45m，二u,3.14 0.939提储段塔径的计算3.3.Ls =0.008854m3/s、Vs -1.573m3/s提储段的汽，液相平均密度为： _3_3：L =793.1kg/m、： V =3.26kg/m0.5793.1 '<3.26 ,1= 0.0878“ r ,0.5,Ls V Pl_ p.008854W 八 3 一、1.573 /-0.2查上图smith关联图，得C20' = 0.08,依式C=Cz。校正到物系表面张力<20；为 19.05mN/m时的 CC' = C2019.05:<0

27、"JV 0.079umaxC'= 0.079793.1 - 3.26=1.23m/s3.26u'= 0.7umax' = 0.7 1.23 = 0.861m/s=1.53mD'_ 4Vs _4 1.573二u' . 3.14 0.861调整塔径为1.6m,综上，则取塔径为1.6m6.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长Lw取堰长为 0.6D,则 LW =0.6".6 = 0.96m出口堰高hw2由hw =hl -how,选用平直堰，堰上液层高度how' = W4 E '7s ：

28、 1000 Lw式中how堰上液流高度， m；ls塔内平土液流量，m3/h；lw堰长，m E 液流收缩系数。如下图一般情况下可取E=1,对计算结果影响不大。近似取E=1。精微段:液流收缩系数2.84100027.895、3<0.96 1=0.0116m - 0.0006m提储段:2.841000231.874、3< 0.96 .J=0.0293mhw =hL - how = 0.06 -0.0116 = 0.0484m取 hw =0.05m6.3弓形降液管宽度W曲口截面Af111X/r/二/_ >/OP2O.OHO.O30.02I ,2D0.060.050.040.0 1 Q

29、.40.5860/7由必= 0.6查右图得:DAAT= 0.05、W= 0.1则有Wd =0.1 1.6 =0.16m 3.1422Af =0.05 1.62 =0.100m24计算液体在降液管中停留时间， 以检验降液管面积AH"TT0.100 0.450.002193=20.52s 5s型100 R 5.09s 5sLs'0.008854故符合要求。取边缘区宽度Wc =0.060 m ,破沫区宽度 Ws =0.1 m开孔区面积按Aa =2 x ,222 . J X |-x +R sin - i计180 Rx =D -Wd +WS )=16(0.16+0.1)= 0.54m、

30、R = DWc = 16 0.06 = 0.74m故儿=2 0.540.742 -0.542 0.742 sin/054 =1.19m2_1800.746.4降液管底隙高度holslwu0式中U0 降液管底隙处液体流速，m/s根据经验一般 U0=0.07-0.25m/s取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,则ho(精)=L Rlw 0.080.0021930.96 0.08=0.0286mho(提)Lslw 0.080.0088540.96 0.08= 0.1153m6.5开孔数和开孔率筛孔按正三角形排列，筛板采用碳钢，取其厚度6 =3mm取孔径 d° = 5mm ,t/d0 =3

31、.0，故孔心品E t=3X5=15 则开孔率0 = 0.907 x d0 )=0.907父 I1 =10.1%< t )A-1 19筛孔数n = 1158000 得=1158000一r = 6124t15每层塔板的开孔面积A0 = Aa=10.100 1.19 = 0.120m2气体通过筛孔的孔速VS 1.545u 0/=00 =12.88m/s6.5塔高由表（2-5）可见，当塔径为0.8 m时，其板间距可取450 mm因此，所设板问 距可用。塔图Z = (NP -1)HT =(16-1) 0.45 = 6.75m精微段塔高Z1 =（NP11）HT =（7一1） 0.45 = 2.7m七

32、、塔板的流体力学验7.1降液管液泛取板厚 6=0.60d。，每/d0 =0.60,A0= 0.120 =0.067，查化工原理4 -2Af2-2 0.1课程设计下册图（5-33）,确定孔流系数C0 =0.73干板压降hd = '-u0-） =一1一m2竺父丝丝=0.0605m液柱2gpL g0 J 2 M 9.8 805.9 <0.73 !所以气体速率为Ua =V一 = 1.545 = 0.842m sAT -2Af2-2 0.1故气相动能因子Fa = Ua ：0.5 = 0.842 3.070.5 = 1.48kg0，' m0.5s查化工原理课程设计图5-35确定充气系

33、数0 =0.61气体通过塔板的压降hP =hd +PhL =0.0605 + 0.6俨0.07 = 0.103m液柱液体通过降液管的压降4、2hr =0.153(-)2 =0.153父2193"0-=9.76M10“m 液柱lwh0<0.9628.610 )计算降液管内清夜层高度Hd,并取泡沫相对密度* =0.5,Hd f hL hr =0.103 0.07 9.76 10 0.174m0.45 0.04842= 0.2492m可见，满足Hd 1(HT hw)2降液管内不会发生液泛。7.2 降液管内停留时间Af Hd0.1 0.1742.193 10，=7.93s - 5s可见

34、停留时间足够长，不会发生气泡夹带现象7.3 液沫夹带液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上7沫夹带量 e要求低于0.1kg液体/kg干气体，则有Vg5.7 10上5.7 10AT - AfHT1.545f2HT - 2.5hL5.7 10上X20.85 10，2 -0.10.45 -2.5 0.07=0.0088 kg液体/kg干气y 0.1 kg液体/kg干气可见液沫夹带量可以允许7.4 漏液克服液体表面张力的作用引起的压降=0.0021m 液柱4。_4 0.020859.81PLd09.81 805.9 0.005则漏液点气速UOm =4.4C°0.0056 0.13hL -hc

35、 :l44M073M(0.0056+0.13m0.07-0.0021)< 805.93.07=5.84 m sKUOm12.882.21 1.55.84可见不会发生严重漏液现象。由塔板校核结果可见，塔板结构参数选择基本合理，所设计的各项尺寸可用。八、塔板负荷性能图8.1液沫夹带线则由5.7 10-6eV =式中VsAt - AfVs 二 0.5263VS2-0.1hf =2.5hL =2.5hw how =2.50.0484 + 0.00284E2/33600 Ls、I【LW J= 2.50.0484 +0.00284m12/33600Ls )I 0.96 )_2/3=0.121 1.7

36、14Ls于是5.7 10上eV 二w20.85 100.5263Vs945-0.121-1.714Ls2/33.2=0.1Ls (m3/s )0.0010.0050.0100.015Vs (n3/s )3.7473.3512.9972.701在操作范围内，任取几个Ls值,由上式算出对应的Vs值，列于下表0简化得 Vs =3.953 -20.59Ls2/3根据表中的数据，在负荷性能图上作出液沫夹带线 18.2 液泛线（气相负荷上限线）h iHThw = hfhwhow hdh _ 2.84 Ehow 一 . ccc E10002'3600LS'3 ccccc, I =0.0028

37、4M【Lw2/33600Ls cd/3i=0.6855Ls、0.96 )hc =0.051= 0.051Vs 丫 Pv、 OA。入 Pl /= 0.051Vs0.73 0.1202，3.07= 0.02532Vs805.9heJ hw how i=0.61(0.05 0.6855LS2/3) = 0.0305 0.4182LS2/3hf22/3=hc he =0.02532Vs2 0.4182Ls0.0305c ehdLS2= 0.153()2 =0.153(Lwh0Ls0.96 0,0286)2 = 202.963Ls20.5 0.45 0.050 = 0.02532VS2 0.4182Ls2/3 0.0305 0.050 0.6855Ls2/3 202.963Ls2即Vs2 =6.69 4