苯-乙苯连续精馏塔的设计.doc

1、1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 62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 .73.4.1 理论塔板数的计算 .73.4.2 实际塔板数的计算 .8四、精馏塔的工

2、艺条件及有关物性数据的计算 .84.1 平均压力 PM.84.2 平均温度 tm.94.3 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 Af.146.4 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

3、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 .213一、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 ：

4、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1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏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) 精馏塔接管尺寸计算；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) 绘制精馏塔装配图。4二、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

5、、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

6、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 A C6H6 78.11 80.1 288.5 6833.4乙苯 B C8H10 106.16 136.2 348.57 4307.72.苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/ 20 40 60 80 100 120 140 苯（mN/m）28.8 26.25 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 乙苯（mN/m）29.3 27.14 25.01 22.92 20.85 18.81 16.813.苯、乙苯在某些温度下的液相密度t/ 20 40 60 80 100

7、 120 140 苯（/m）877.4 857.3 837.6 815.0 792.5 768.9 744.1 乙苯（ 867.7 849.8 931.8 913.6 795.2 776.2 756.75/m）4.苯、乙苯在某些温度下的粘度t/ 0 20 40 60 80 100 120 140 苯（mPas）0.742 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 乙苯（mPas）0.874 0.666 0.525 0.426 0.354 0.300 0.259 0.2265.不同塔径的板间距塔径 D/m 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6

8、1.6-2.4 2.4-4.0板间距 HT/ 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600三、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+W FxF=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

9、.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=(4.6107)/(30024105.6)=60.50Kmol/h求得 F=60.50(0.985-0.027)/(0.985-0.671)=184.58 Kmol/hD=F-W=184.58-60.5

10、0=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=XF=0.671T/ 80 88 96 104 112 120 128 1366x 1.000 0.743 0.542 0.385 0.259 0.157 0.072 0.000y 1.000 0.940 0.865 0.762 0.631 0.465 0.257 0.0000. 0.20.40.60.81.0.0.20.40.60.81.0yx0. 0.20.40.60.81.080901010120130140 t/x(y)摩 尔 分 数苯 乙 苯塔顶的温度：（示差法）=(0.940-0.98

11、5)/(0.985-1)88-TT-80解得：T=82进料板温度：=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) 96-TT-887解得：T=90.87塔釜的温度：=(0-0.027)/(0.027-0.072)136-TT-128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= =(0.985-0

12、.910)/(0.910-0.671)=0.31xD-yeye-xe因为二元物系平衡方程为 y= ,已知该方程过（0.671，0.910） x1+( -1)x解得 =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=20.31=0.623.4 塔板数的计算3.4.1 理论塔板数的计算精馏段操作线为 y= + =0.38x+0.61RxR+1 XDR+1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 y=1.3x-0.0081平衡曲线为 y=5.0x1+4x采用逐板计算法理论塔板数，

13、步骤如下：精馏段 y1=xD=0.985 x1= = =0.929y5-4y 0.9855-40.985y2=0.38x+0.61=0.380.929+0.62=0.973 x2=0.878y3=0.944 x3=0.7718y4=0.903 x4=0.651xF=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=1.30.651-0.0081=0.8382 x5=0.5089y6=0.6535 x6=0.2739y7=0.3480 x7=0.0964y8=0.1172 x8=0.0259xW=0.027所以提馏段需要 4 块因此，精馏塔的

14、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。QConne11 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(L) -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（mPas） 0.303 0.281 0.195乙苯（mPas） 0.439 0.327 0.238 顶=0.303xD+0.349(1-xD

15、)=0.304mPas 底=0.195xW+0.238(1-xW)=0.237 进料=0.281xF+0.327(1-xF)=0.296=（ 顶+ 底+ 进料）/3=0.279全塔效率 ET=0.49（5.00.279）-0.245=0.452精馏段 Np1= = 7NTET30.452提馏段 Np1= =4/0.4529NTET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 0.7KPa9塔顶压力 PD=P0+P 表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力 PF=PD+NP10.7=10

16、5.3+70.7=110.2KPa塔底压力 PW=PF+NP20.7=110.2+90.7=116.5KPa精馏段平均压力 PM1= =(105.3+110.2)/2=107.75KPaPD+PF2提馏段平均压力 PM2= =(116.5+110.2)/2=113.35KPaPW+PF2全塔平均操作压力 PM= =(105.3+116.5)/2=110.9KPaPD+PW24.2 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= =86.05tD+tF2提馏段平均温度 t2= =111.55tW+tF2全塔平均温度 t= =107.5tD+tW24.3

17、平均分子量塔顶：y1=xD=0.985 x1=0.929MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78.53Kg/KmolMLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80.13Kg/Kmol加料板：y4=0.903 x4=0.651MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80.83Kg/KmolMLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87.90Kg/Kmol塔底：y8=0.0259 x8=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=84.02 Kg/K

18、molMV,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol提馏段：ML,M2=（87.90+105.43）/2=96.67 Kg/Kmol10MV,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol全塔平均摩尔质量：MLM=(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/KmolMVM=(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol4.4 平均密度气相密度 vm=PMVMRT精馏段 vm，1=107.7579.68/8.314273+86.05=2.88Kg/m提馏段 vm，2=113.3591.85/ 8.314273111.55=3.26 K

19、g/m全塔 vm= =(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m vm， 1 vm， 22液相密度 = + 为质量分率1L AA BB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/m） 812.75 803.64 752.78乙苯（Kg/m） 901.22 853.80 763.53塔顶平均密度 =0.98/812.75+0.02/901.22 DLM=814.3 Kg/m1DLM进料板平均密度 =0.6/803.64+0.4/853.80 FLM=822.9 Kg/m1FLM塔釜平均密度 =0.02/752.78+0.98/763.53 WLM=763.3 Kg/m1WLM精馏段平均密度 LM1=（DLM+FLM）/2=（814.3+822.9）/2=818.6 Kg/m提馏段平均密度 LM2=（FLM+WLM）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m全塔液相平均密度 LM=（LM1+LM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m4.5 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/m） 21.03 20.04 14.98乙苯（mV/m） 22.71 21.87 17.52