苯與乙苯連續(xù)精餾

1、目錄設(shè)計(jì)任務(wù)書1、概述41.1設(shè)計(jì)任務(wù)及要求41.2符號(hào)說明51.3設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)62、 設(shè)計(jì)內(nèi)容72.1 精餾塔的物料衡算72.2塔板數(shù)的確定8 2.2.1操作線方程8 2.2.2塔板數(shù)的計(jì)算92.3塔的操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 11 2.3.1操作壓力計(jì)算 11 2.3.2操作溫度計(jì)算 11 2.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 11 2.3.4平均密度計(jì)算12 2.3.5液體平均黏度計(jì)算132.3.6液體平均表面張力計(jì)算 142.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算15 2.4.1塔徑的計(jì)算 15 2.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算162.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算17 2.5.1溢流裝置172.5.2提餾

2、段氣、液相負(fù)荷計(jì)算172.5.3弓形降液管寬度和截面182.5.4塔板設(shè)置18 2.6塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算19 2.6.1塔板壓降 19 2.6.2液面落差 21 2.6.3液沫夾帶 21 2.6.4漏液 21 2.6.5液泛 222.7塔板負(fù)荷性能圖 22 2.7.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖22 2.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖24 2.8主要輔助設(shè)備262.8.1冷凝器262.8.2 再沸器262.9對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述、有關(guān)問題的討論和設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià)273、參考文獻(xiàn) 281、 概述 本次設(shè)計(jì)的目的是通過精餾操作來完成苯和乙苯混合溶液的分離，從而獲得較高濃度的輕組分苯。同時(shí)對(duì)所設(shè)計(jì)的精餾塔進(jìn)行結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)及

3、強(qiáng)度校核。完成精餾操作任務(wù)的設(shè)備是精餾塔，精餾塔原理是：在一定壓力下利用混合溶液中各組分揮發(fā)度的不同，在精餾塔中同時(shí)多次進(jìn)行部分揮發(fā)和部分冷凝，使其分離成幾乎純組分的過程，根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸情況，精餾塔可分為兩大類：板式塔和填料塔，板式塔又可分為泡罩塔、篩板塔、舌形塔、浮法塔等。根據(jù)本次設(shè)計(jì)任務(wù)及各類精餾塔的特點(diǎn)，本次設(shè)計(jì)采用篩板塔。1.1設(shè)計(jì)任務(wù)及要求1、設(shè)計(jì)題目: 苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)：試設(shè)計(jì)一座苯-乙苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)，要求年產(chǎn)純度為98的乙苯，小組中每個(gè)人設(shè)計(jì)的產(chǎn)量分別為：17000噸；18000噸；19000噸；20000噸；21000噸；22000噸，塔頂

4、餾出液中含乙苯不得高于2，原料液中含乙苯40%（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)；其余為苯）。2、 設(shè)計(jì)條件: (1) 操作條件1) 塔頂壓力 4kPa（表壓）2) 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選； 3) 回流比 自選 4) 采用間接蒸汽加熱塔底 加熱蒸汽壓力 0.5Mpa（表壓）5) 單板壓降 0.7kPa。(2) 塔板類型篩板塔。(3) 工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。(4) 廠址廠址：安徽省合肥市。(5) 設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容 1) 精餾塔的物料衡算；2) 塔板數(shù)的確定；3) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6) 塔板的流體

5、力學(xué)驗(yàn)算；7) 塔板負(fù)荷性能圖； 8) 精餾塔接管尺寸計(jì)算；9) 主要輔助設(shè)備的選型10）對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述、有關(guān)問題的討論和設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià)。2、設(shè)計(jì)圖紙要求： 1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A1號(hào)圖紙）； 2) 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（A1號(hào)圖紙）。1.2符號(hào)說明英文字母 Ls液體體積流量，m3/hAa塔板開孔區(qū)面積，m2 n篩孔數(shù)目Af降液管截面積，m2 P操作壓力，kPaAo篩孔區(qū)面積，m2 P氣體通過每層篩板的壓降，kPaAT塔的截面積，m2 T理論板層數(shù)C負(fù)荷因子，無因次 t篩孔的中心距，mC20表面張力為20mN/m的 u空塔氣速，m/s 負(fù)荷因子 do篩孔直徑，m uomin漏液點(diǎn)氣速，m

6、/sD塔徑，m uo'液體通過降液體系的速度，m/sev液沫夾帶量，kg液/kg氣 Vn氣體體積流量，m/sR回流比 Vs氣體體積流量，m/sRmin最小回流比 Wc邊緣無效區(qū)寬度，mM平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol Wd弓形降液管高度，mTm平均溫度， Ws破沫區(qū)寬度，mg重力加速度，m/s2 Z板式塔有效高度，mFo篩孔氣相動(dòng)觸因子 hl出口堰與沉降管距離，m 希臘字母hc與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐?篩板厚度，m 度，m 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，shd與液體流過降液管壓強(qiáng)降 粘度，mPa·s 相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 密度，kg/m3hf板上清液高度，m 表面張力，mN/mhl板上清

7、液層高度，m 開孔率，無因次ho降液管的底隙高度，m 質(zhì)量分率，無因次how堰上液層高度，m Hw出口堰高度，m 下標(biāo)Hw'進(jìn)口堰高度，m max最大h與克服表面張力壓強(qiáng)降相 min最小 當(dāng)?shù)囊褐叨?，m L液相 H板式塔高度，m V氣相Hd降液管內(nèi)清夜層高度，m K穩(wěn)定系數(shù)lw堰長(zhǎng)，m HF進(jìn)料處塔板間距，m HP人孔處塔板間距，mHT塔板間距，m Lh液體體積流量，m3/h1.3設(shè)計(jì)基礎(chǔ)數(shù)據(jù)項(xiàng)目溫度 飽和蒸汽壓粘度表面張力苯乙苯苯乙苯苯乙苯8310019.50.30.382122.58510820.80.2860.3620.822.28812023.20.2750.3520.321

8、.390125250.280.3452021.895155320.260.3419.521.210017036.50.250.3218.520.4105200460.240.3118.12011021849.50.220.29517.419.511524559.80.2180.2816.819120279.867.50.2080.27216.218.41353801000.1750.2414.517由表中各溫度下飽和蒸汽壓可計(jì)算出氣液組分摩爾分?jǐn)?shù)之間的關(guān)表所示:則可繪出t-x-y關(guān)系圖如下： 2、設(shè)計(jì)內(nèi)容 2.1精餾塔的物料衡算原料液流率為F,塔頂產(chǎn)品流率為D，塔底產(chǎn)品流率為W，對(duì)精餾塔做全塔

9、物料衡算，則有：F=D+WF=D+W苯的摩爾質(zhì)量：MA=78.11kg/kmol乙苯的摩爾質(zhì)量：MB=106.16kg/kmol原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：=(1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33kg/kmol=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67kg/kmol=(1-98%)×78.11+98%×98%×106.16=105.6kg/kmol=、分別為原料、塔頂、產(chǎn)品中的苯的摩爾分?jǐn)?shù)則可知產(chǎn)物的產(chǎn)量W=kmol/h F=26.30×kmol/h D=F-W=80

10、.24-26.30=53.94kmol/h2.2塔板數(shù)的確定 2.2.1操作線方程1、 精餾段操作線方程其中為苯乙苯的相對(duì)揮發(fā)度，本設(shè)計(jì)取塔頂、塔底平均溫度下的值，查化工手冊(cè)得苯和乙苯的txy關(guān)系。由txy曲線可知：t=83、t=129.5、t=90.5全塔平均溫度=查得，在106.25下，相對(duì)揮發(fā)度=5.06因?yàn)椴扇〉倪M(jìn)料狀態(tài)是飽和液體進(jìn)料，q=1,q線方程為x=0.671與平衡線的交點(diǎn)橫坐標(biāo)為x=0.671,將x帶入相平衡方程，得y=則最小回流比為R=0.303取回流比R=2R=2×0.303=0.606則精餾段氣液負(fù)荷為：V=L+D=(R+1)D=(0.606+1)×

11、53.94=86.628kmol/hL=RD=0.606×53.94=32.688kmol/h則精餾段操作線方程為=2、 提餾段操作線方程因?yàn)樵弦旱倪M(jìn)料狀態(tài)為飽和液體，則提餾段氣液負(fù)荷為：=v=82.628kmol/h=F+L=80.24+32.688=112.928kmol/h則提餾段的操作線方程為y= =1.3036x-0.00822.2.2塔板數(shù)的計(jì)算1、 理論塔板數(shù)的計(jì)算因?yàn)閝=1,故兩操作線交點(diǎn)的液相組成為 x=x=0.671下面進(jìn)行逐板計(jì)算：精餾段 y=x=0.985x= 所以精餾段理論塔板數(shù)為3塊提餾段 所以提餾段理論塔板數(shù)為4塊因此，理論塔板數(shù)為7塊，進(jìn)料板位置為第

12、四塊板。2、 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度液相黏度；mPa.s上式中、的數(shù)據(jù)均取塔頂、塔底平均溫度下值查手冊(cè)得平均溫度下的液相中各組分的黏度 則有 平均黏度查化工原理第三版下冊(cè)表113，得知篩塔板的總板效率為：計(jì)算實(shí)際塔板數(shù) 精餾段提餾段故全塔實(shí)際所需塔板數(shù)N=14塊加料板位置在第7塊。2.3塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.3.1操作壓力計(jì)算塔頂壓力進(jìn)料板壓力塔底壓力精餾段平均操作壓力提餾段平均操作壓力全塔平均操作壓力2.3.2操作溫度計(jì)算由前t=83、t=129.5、t=90.5精餾段平均溫度提餾段平均溫度全塔平均溫度2.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量x=0.928,y=0.985

13、進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量x=0.601,y=0.884塔底平均摩爾質(zhì)量x=0.0128, y=0.0614精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量全塔平均摩爾質(zhì)量 2.3.4平均密度計(jì)算 氣相密度精餾段提餾段全塔液相密度式中為質(zhì)量分率查在t=83、t=129.5、t=90.5下苯與乙苯的密度塔頂平均密度 進(jìn)料板平均密度 塔釜平均密度 精餾段平均密度提餾段平均密度全塔平均密度2.3.5液體平均黏度計(jì)算通過查表知道了在t=83、t=129.5、t=90.5時(shí)各組分黏度，由公式計(jì)算平均黏度進(jìn)料板=0.671×0.201+(1-0.671)×0.242=0.214mpa.s塔板=0.985&

14、#215;0.301+(1-0.985)×0.35=0.302mpa.s塔釜=0.027×0.281+(1-0.027)×0.327=0.326mpa.s精餾段平均黏度提餾段平均黏度全塔平均黏度2.3.6液體平均表面張力計(jì)算由公式進(jìn)行計(jì)算 查資料得t=83、t=129.5、t=90.5溫度下苯乙苯的表面張力進(jìn)料板表面張力 mN/m塔頂表面張力 mN/m塔底表面張力 mN/m精餾段液體平均表面張力 mN/m提餾段液體平均表面張力 mN/m全塔液體平均表面張力 mN/m（4） 氣液相負(fù)荷精餾段V=86.628kmol/h=L=RD=32.688kmol/h提餾段=v=

15、86.628kmol/h=112.928kmol/h2.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 2.4.1塔徑的計(jì)算 由上面的計(jì)算可知精餾段的氣、液相體積流率為： 、精餾段的氣、液相平均密度為： 、 板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/mm300500500800800160016002400板間距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600取板間距HT=0.45m，取板上清液層高度 0.06m。 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得,使式 校正到物系表面張力為20.86mN/m時(shí)的c.取安全系數(shù)為0.7，則D=調(diào)整塔徑為1.0米提餾段塔徑的

16、計(jì)算 、提餾段的氣、液相平均密度為 、 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得,使式 校正到物系表面張力為19.22mN/m時(shí)的c.調(diào)整塔徑為1.2米，綜上，擇取塔徑為1.2米，空氣塔氣速為0.59m/s. 2.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段提餾段總的有效高度z=6.3m2.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.5.1溢流裝置用單溢流，弓形降壓管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰，溢流堰長(zhǎng)。取堰長(zhǎng)為0.6D,則=0.6×1.2=0.72m出口堰高h(yuǎn)由計(jì)算選用平直堰，堰上液層高度式中堰上液流高度，m堰長(zhǎng)，m塔內(nèi)平均液流量，E液流收縮系數(shù)，一般取E=1精餾段h=0.06-0.0085=0.05195m提餾段

17、2.5.2弓形降液管寬度和截面由,通過查圖得 則有=0.1241.2=0.149m=計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間，以檢驗(yàn)降液管面積 故符合要求。2.5.3降液管底隙高度降液管底隙處液體流速m/s,取為0.08m/s,則精餾處提餾段2.5.4塔板設(shè)置（1）邊緣區(qū)寬度確定?。ò捕▍^(qū)寬度） =0.035m（無效區(qū)寬度）（2） 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按計(jì)算R=故=0.798（3） 篩孔計(jì)算及其排列 本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用3 mm（一般的厚度為34mm）碳鋼板，取篩孔直徑 d015 mm（工業(yè)生產(chǎn)中孔徑一般在310mm之間，45mm居多），篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為 t13d01

18、3 × 515mm（通常采用2.55倍孔直徑的中心距） 。計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)，即計(jì)算塔板上的開孔率 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速：精餾段 提餾段2.6塔板的流體力學(xué)計(jì)算2.6.1塔板壓降 1、精餾段的塔板壓降 、干板阻力hc計(jì)算 d0/5/31.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C00.772 干板阻力hc由 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有： 動(dòng)能因子： 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)： 故 、液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求

19、）。 2、提餾段的塔板壓降 、干板阻力計(jì)算 d0/5/31.6667，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C00.772 干板阻力由 、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有： 動(dòng)能因子： 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)： 故 、液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計(jì)算 、氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 2.6.2 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 2.6.3液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計(jì)算： 精餾段液沫夾帶量 提餾段液沫夾帶量: （驗(yàn)算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧

20、沫夾帶量在本設(shè)計(jì)范圍內(nèi)允許）2.6.4漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速(下限氣速)uOM可由下式計(jì)算，即 精餾段： =5.29m/s穩(wěn)定系數(shù)為K=uo/uOM=8.33/5.29=1.57>1.5（故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液）提餾段： 穩(wěn)定系數(shù)為=/=8.47/4.83=1.75>1.5 （故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液）。 2.6.5液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從Hd(HT+hW) 而Hd=hP+hL+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由計(jì)算，即 精餾段： 故Hd1=0.0628+0.0396+0.00097=0.103 m液柱 。 提餾段： 故Hd2=0.0649+0.0372+0

21、.00098=0.103 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 通過流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段和提餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適，若要做出最合理的設(shè)計(jì)，還需重選及，進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計(jì)。2.7塔板負(fù)荷性能圖2.7.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 2、液相負(fù)荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 3、霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡(jiǎn)化得： 4、液泛線 5、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）整理得2.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖 1、液相負(fù)荷上限線 2、液相負(fù)荷下限線 取平堰堰上液層高度m，。 3、霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡(jiǎn)化得： 4、液泛線 5、漏液線（氣相負(fù)荷下

22、限線）整理得2.8主要輔助設(shè)備2.8.1 冷凝器的熱負(fù)荷、介質(zhì)消耗量1、 熱負(fù)荷由于塔頂流出液幾乎為純苯，近似按苯的性質(zhì)計(jì)算，且忽略熱流體的濕熱。當(dāng)時(shí)，泡點(diǎn)溫度=83,查資料得此溫度下苯的汽化焓為395kJ/kg。苯的摩爾質(zhì)量為MA=78.11kg/kmol，對(duì)于泡點(diǎn)有已知即2、 消耗量2.8.2再沸器的熱量衡算1、 熱負(fù)荷 由于塔釜?dú)埩粢簬缀鯙橐冶?，忽略塔釜?dú)埩粢旱哪栰?，近似按乙苯的性質(zhì)計(jì)算，通過查資料可知129.5下乙苯的汽化焓為，乙苯的摩爾質(zhì)量為，對(duì)于泡點(diǎn)有及再沸器的熱負(fù)荷： 設(shè)計(jì)時(shí)考慮3%的熱負(fù)荷性，則 =1.03×43.7×（31088-0） =1.40×10kJ/h消耗量查資料可得時(shí)水蒸氣的汽化焓r=2258.7kJ/kg結(jié)果可見，在塔釜中加入的熱量，而在塔頂帶走的熱量1.35×10kJ/h,說明在塔釜中加入的少部分熱量被塔頂冷凝器帶走。2.9對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述、有關(guān)問題的討論和設(shè)計(jì)自我評(píng)價(jià) 本次課程設(shè)計(jì)通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計(jì)一套苯乙苯物系的分離的篩板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。通過兩周的努力，反復(fù)計(jì)算和優(yōu)化，終于設(shè)計(jì)出一套較為完善的篩板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項(xiàng)