苯-乙苯连续精馏塔的设计

.PAGE.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-乙苯连续精馏塔的设计学生姓名：蔡学号：20124121036指导老师：杨自涛2015年6目录一、设计说明书32.1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42.3主要物性数据4三、精馏塔的物料衡算53.1进料组成53.2全塔的物料衡算53.3相对挥发度和回流比的确定53.4塔板数的计算7理论塔板数的计算7实际塔板数的计算8四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算84.1平均压力PM84.2平均温度tm94.3平均分子量94.4平均密度104.5液体的平均表面张力104.6液体平均粘度11五、汽液负荷计算11六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算116.1塔径116.2溢流装置136.3弓形降液管宽度Wd和截面Af146.4降液管底隙高度156.5塔高15七、塔板的流体力学验167.1降液管液泛167.2降液管内停留时间177.3液沫夹带177.4漏液17八、塔板负荷性能图188.1液沫夹带线188.2液泛线〔气相负荷上限线188.3液相负荷上限线198.4漏液线〔气相负荷下限线198.5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-乙苯连续精馏塔的设计〔二、设计要求进精馏塔的料液含乙苯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%的乙苯产品。〔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≤0.7kPa。〔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、设计说明书的内容精馏塔的物料衡算；塔板数的确定；精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；精馏塔的塔体工艺尺寸计算；塔板主要工艺尺寸的计算；塔板的流体力学验算；塔板负荷性能图；精馏塔接管尺寸计算；对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：绘制生产工艺流程图；绘制精馏塔装配图。二、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,主要应用与蒸馏、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10-25mm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℃临界温度℃临界压力Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/℃20406080100120140σ苯〔mN/m28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17σ乙苯〔mN/m29.327.1425.0122.9220.8518.8116.813.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/℃20406080100120140ρ苯〔㎏/m³877.4857.3837.6815.0792.5768.9744.1ρ乙苯〔㎏/m³867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.74.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/℃020406080100120140μ苯〔mPa·s0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184μ乙苯〔mPa·s0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2265.不同塔径的板间距塔径D/m³板间距HT/㎜200-300250-350300-450350-600400-600三、精馏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,对精馏塔做全塔物料衡算。有：F=D+WFxF=DxD+Wxw苯的摩尔质量：MA=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%×78.11+40%×106.16=89.33Kg/KmolMD=<1-2%>×78.11+2%×106.16=78.67Kg/KmolMW<1-98%>×78,11+98%×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>]=0.985xw=<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=<4.6×10^7>/<300×24×105.6>=60.50Kmol/h求得F=60.50×<0.985-0.027>/<0.985-0.671>=184.58Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=124.08Kmol/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=XF=0.671T/℃808896104112120128136x1.0000.7430.5420.3850.2590.1570.0720.000y1.0000.9400.8650.7620.6310.4650.2570.000塔顶的温度：〔示差法EQ\F<88-T,T-80>=<0.940-0.985>/<0.985-1>解得：T=82℃进料板温度：EQ\F<96-T,T-88>=<0.542-0.671>/<0.671-0.743>℃解得：T=90.87℃塔釜的温度：EQ\F<136-T,T-128>=<0-0.027>/<0.027-0.072>解得：T=133℃由t-x-y曲线可知：tD=83℃、tW=129.5℃、tF=90.5℃全塔的平均温度t=<tD+tw+tF>/3=〔83+129.5+90.5/3=101℃有由上表数据作图得x-y曲线及t-x<y>曲线,在x-y图上,因q=1,查得ye=0.910,而xe=xF=0.671,xD=0.985,故有Rm=EQ\F<xD-ye,ye-xe>=<0.985-0.910>/<0.910-0.671>=0.31因为二元物系平衡方程为y=EQ\F<αx,1+<α-1>x>,已知该方程过〔0.671,0.910解得α=5.0考虑到精馏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塔板数的计算理论塔板数的计算精馏段操作线为y=EQ\F<Rx,R+1>+EQ\F<XD,R+1>=0.38x+0.61提馏段操作线为过〔0.671,0.865和〔0.027,0.027两点的直线。提馏段操作线为平衡曲线为y=EQ\F<5.0x,1+4x>采用逐板计算法理论塔板数,步骤如下：精馏段y1=xD=0.985x1=EQ\F<y,5-4y>=EQ\F<0.985,5-4×0.985>=0.929y2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973x2=0.878y3=0.944x3=0.771y4=0.903x4=0.651<xF=0.671所以精馏段需要3块理论板,加料板为第4块理论板。提馏段y5=1.3x-0.0081=1.3×0.651-0.0081=0.8382x5=0.5089y6=0.6535x6=0.2739y7=0.3480x7=0.0964y8=0.1172x8=0.0259<xW=0.027所以提馏段需要4块因此,精馏塔的理论塔板数为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’Conne11对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳,认为蒸馏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<αμL>^-0.245由示差法得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度如下表82℃90.1℃133℃苯〔mPa·s0.3030.2810.195乙苯〔mPa·s0.4390.3270.238μ顶=0.303×xD+0.349×<1-xD>=0.304mPa·sμ底=0.195×xW+0.238×<1-xW>=0.237μ进料=0.281×xF+0.327×<1-xF>=0.296μ=〔μ顶+μ底+μ进料/3=0.279全塔效率ET=0.49×〔5.0×0.279^-0.245=0.452精馏段Np1=EQ\F<NT,ET>=EQ\F<3,0.452>≈7提馏段Np1=EQ\F<NT,ET>=4/0.452≈9总塔板数NP=NP1+NP2=16块,实际加料板位置在第8块。四、精馏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=P0+P表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力PF=PD+NP1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa塔底压力PW=PF+NP2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa精馏段平均压力PM1=EQ\F<PD+PF,2>=<105.3+110.2>/2=107.75KPa提馏段平均压力PM2=EQ\F<PW+PF,2>=<116.5+110.2>/2=113.35KPa全塔平均操作压力PM=EQ\F<PD+PW,2>=<105.3+116.5>/2=110.9KPa4.2平均温度tm由试差法知tD=82℃、tW=133℃、tF=90.1℃精馏段平均温度t1=eq\f<tD+tF,2>=86.05℃提馏段平均温度t2=eq\f<tW+tF,2>=111.55℃全塔平均温度t=eq\f<tD+tW,2>=107.5℃4.3平均分子量塔顶：y1=xD=0.985x1=0.929MVD,M=y1MA+<1-y1>MB=78.53Kg/KmolMLD,M=x1MA+<1-x1>MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903x4=0.651MVF,M=y4MA+<1-y4>MB=80.83Kg/KmolMLF,M=x4MA+<1-x4>MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259x8=0.1172MVW,M=y8MA+<1-y8>MB=102.87g/KmolMLW,M=x8MA+<1-x8>MB=105.43Kg/Kmol精馏段：ML,M1=〔80.13+87.90/2=84.02Kg/KmolMV,M1=〔78.53+80.83/2=79.68Kg/Kmol提馏段：ML,M2=〔87.90+105.43/2=96.67Kg/KmolMV,M2=〔80.83+102.87/2=91.85Kg/Kmol全塔平均摩尔质量：MLM=<84.02+96.67>/2=90.35Kg/KmolMVM=<78.68+91.85>/2=85.77Kg/Kmol4.4平均密度气相密度ρvm=EQ\F<PMMVM,RT>精馏段ρvm,1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m³提馏段ρvm,2=113.35×91.85/[8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26Kg/m³全塔ρvm=EQ\F<ρvm,1﹢ρvm,2,2>=<2.88+3.26>/2=3.07Kg/m³液相密度eq\f<1,ρL>=eq\f<αA,ρA>+eq\f<αB,ρB>α为质量分率由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度82℃90.1℃133℃苯〔Kg/m³812.75803.64752.78乙苯〔Kg/m³901.22853.80763.53塔顶平均密度eq\f<1,ρDLM>=0.98/812.75+0.02/901.22ρDLM=814.3Kg/m³进料板平均密度eq\f<1,ρFLM>=0.6/803.64+0.4/853.80ρFLM=822.9Kg/m³塔釜平均密度eq\f<1,ρWLM>=0.02/752.78+0.98/763.53ρWLM=763.3Kg/m³精馏段平均密度ρLM1=〔ρDLM+ρFLM/2=〔814.3+822.9/2=818.6Kg/m³提馏段平均密度ρLM2=〔ρFLM+ρWLM/2=<822.9+763.3>/2=793.1Kg/m³全塔液相平均密度ρLM=〔ρLM1+ρLM2/2=〔818.6+793.1/2=805.9Kg/m³4.5液体的平均表面张力由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的表面张力82℃90.1℃133℃苯〔mV/m21.0320.0414.98乙苯〔mV/m22.7121.8717.52塔顶表面张力σMD=0.985×21.03+〔1-0.985×22.71=21.06mN/m进料板表面张力σMP=0.671×20.04+〔1-0.671×21.87=20.64mN/m塔底表面张力σMW=0.027×14.98+〔1-0.027×17.52=17.45mN/m精馏段液体表面张力σM1=〔σMD+σMP/2=20.85mN/m提馏段液体表面张力σM2=〔σMW+σMP/2=19.05mN/m全塔液体平均表面张力σM=〔σM1+σM2/2=19.95mN/m4.6液体平均粘度知μMD=0.304mPa·sμMF=0.296mPa·sμMW=0.237mPa·s精馏段平均粘度μM1=〔μMF+μMD/2=0.300mPa·s提馏段平均粘度μM2=〔μMF+μMW/2=0.267mPa·s全塔平均温度μM=〔μM1+μM2/2=0.284mPa·s五、汽液负荷计算精馏段汽相摩尔流率V=〔R+1D=〔0.62+1×124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS=VMVM1/3600ρVM1=<201.010×79.68>/<3600×2.88>=1.545m³/s液相回流摩尔流率L=RD=0.62×124.08=76.930Kmol/h液相体积流率LS=LMLM1/3600ρLM1=〔76.930×84.02/〔3600×818.6=2.193×10^¯³提馏段汽相摩尔流率V’=〔R+1D=〔0.62+1×124.08=201.010Kmol/h气相体积流率VS’=VMVM2/3600ρVM2=<201.010×91.85>/<3600×3.26>=1.573m³/s液相回流摩尔流率L’=F+L=184.58+76.930=261.51Kmol/h液相体积流率LS’=L’MLM2/3600ρLM2=〔261.51×96.67/〔3600×793.1=8.854×10^¯³六、精馏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：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,即因此,需先计算出最大允许气速。式中umax——允许空塔气速,m/s；ρV,ρL——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=0.02N/m时绘制的,故气体负荷系数C应按下式校正：①初选塔板间距HT=450mm及板上液层高度hL=70mm,则HT-hL=0.45-0.07=0.39m②按Smith法求取允许的空塔气速<eq\f<LS,VS>><eq\f<ρL,ρV>>½=<0.002193/1.545>×<805.9/3.07>½=0.023查Smith关联图,得C20=0.082负荷因子:=0.082×﹙20.85/20﹚^0.2=0.083泛点气速：取安全系数0.7,则操作气速精馏段的塔径提馏段塔径的计算提馏段的汽,液相平均密度为：查上图smith关联图,得,依式校正到物系表面张力为19.05mN/m时的C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,则出口堰高hw由,选用平直堰,堰上液层高度式中how──堰上液流高度,m；ls──塔内平均液流量,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。精馏段：提馏段：取6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af由查右图得：、则有计算液体在降液管中停留时间,以检验降液管面积故符合要求。取边缘区宽度WC=0.060m,破沫区宽度WS=0.1m。开孔区面积按计算故6.4降液管底隙高度式中u0──降液管底隙处液体流速,m/s根据经验一般u0取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,则6.5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δ=3mm,取孔径,,故孔心距t=3×5=15则开孔率筛孔数每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速u0=eq\f<VS,A0>=eq\f<1.545,0.120>=12.88m/s6.5塔高由表〔2-5可见,当塔径为0.8m时,其板间距可取450mm,因此,所设板间距可用。塔高精馏段塔高七、塔板的流体力学验7.1降液管液泛取板厚,,,查《化工原理课程设计》下册图〔5-33,确定孔流系数干板压降所以气体速率为故气相动能因子查《化工原理课程设计》图5-35确定充气系数气体通过塔板的压降液柱液体通过降液管的压降计算降液管内清夜层高度,并取泡沫相对密度0.5,而可见,满足降液管内不会发生液泛。7.2降液管内停留时间可见停留时间足够长,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。通常塔板上液沫夹带量要求低于