苯乙苯精餾課程設計

/武漢工程大學化工與制藥學院課程設計說明書課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設計專業(yè)班級化學工程與工藝學生學號1206210427學生姓名張章學生成績指導教師孫煒 課題工作時間2014-12-22至1月5化工與制藥學院課程設計任務書專業(yè)：化學工程與工藝班級：01班學生姓名：張章發(fā)題時間：2014年12月20日課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設計課題條件（文獻資料、儀器設備、指導力量）文獻資料：陳敏恒.化工原理[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002.王志魁.化工原理第三版[M].北京：化學工業(yè)出版社，2005.王國勝.化工原理課程設計[M].大連：大連理工大學出版社，2005.路秀林.塔設備設計[M].北京：化學工業(yè)出版社，2004.汪鎮(zhèn)安.化工工藝設計手冊[M].北京：化學工業(yè)出版社，2003.王松漢.石油化工設計手冊(第3卷)[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002.周大軍.化工工藝制圖[M].北京：化學工業(yè)出版社，2005.匡國柱，史啟才.化工單元過程與設備課程設計[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002.湯善甫，朱思明.化工設備機械基礎[M].上海：華東理工大學出版社，2004.朱有庭,曲文海,于浦義.化工設備設計手冊上下卷[M].北京：化學工業(yè)出版社,2004.賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計[M].大連：天津大學出版社，2005.設計任務某廠以苯和乙烯為原料，通過液相烷基化反應生成含苯和乙苯的混合物。經(jīng)水解、水洗等工序獲得烴化液。烴化液經(jīng)過精餾分離出的苯循環(huán)使用，而從脫除苯的烴化液中分離出乙苯用作生成苯乙烯的原料。現(xiàn)要求設計一采用常規(guī)精餾方法從烴化液分離出苯的精餾裝置。1.確定設計方案根據(jù)設計任務書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有生產(chǎn)的現(xiàn)場調查或對現(xiàn)有資料的分析對比，選定適宜的流程方案和設備類型，確定工藝流程。對選定的工藝流程、主要設備的型式進行簡要的論述。2.主要設備的工藝設計計算包括工藝參數(shù)的選定、模擬設計計算、設備的工藝尺寸計算與結構工藝設計。3.典型輔助設備的選型和計算包括典型輔助設備的主要工藝尺寸計算和設備型號規(guī)格的選定。4.繪制帶控制點的工藝流程圖A2號圖紙，以單線圖的形式繪制，標出主體設備和輔助設備的物料流向、物流量和主要化工參數(shù)測量點。5.繪制主體設備工藝條件圖A1號圖紙，圖面上應包括設備的主要工藝尺寸、技術特性表和管口表。設計所需技術參數(shù)進料量9200kg/h的物料由20℃預熱至壓力為0.14Mpa下泡點狀態(tài)下進料，進料組成（質量分數(shù)）：苯0.516、乙苯0.484。要求塔頂餾出苯液中，苯含量不低于98.5%（質量分數(shù)，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40℃。全班以花名冊序號順序兩人一組。第一組進料組成（質量分數(shù)）：苯0.596、乙苯0.404，組數(shù)增加1則苯的質量分數(shù)增加0.002、乙苯的質量分數(shù)減小0.002。第一組進料量為9250kg/h，組數(shù)增加1則流量增加50kg/h，以此類推，其它條件不變。設計說明書內容1.封面2.任務書3.成績評定表4.目錄5.概述（精餾操作對塔設備的要求、設計原則與步驟、精餾過程模擬計算方法）6.工藝流程方案的說明和論證7.精餾塔模擬設計計算與操作條件的選擇（塔板數(shù)、進料位置、操作壓力、回流比）8.精餾塔主體工藝尺寸的計算與結構設計（塔高、塔徑、降液管與溢流堰尺寸、浮閥數(shù)或篩孔數(shù)與排列方式、塔板流動性能的校核與負荷性能圖）9.輔助設備的選型與計算(管路設計與泵、貯罐、再沸器、冷凝器選型)10.設計結果概要(主要設備的特性數(shù)據(jù)，設計時規(guī)定的主要操作參數(shù)，各種物料的量和狀態(tài)，能耗指標以與附屬設備的規(guī)格、型號與數(shù)量)11.對設計過程的評述和有關問題的討論12.主要符號說明13.參考文獻進度計劃1.查閱文獻資料，初步確定設計方案與設計內容，3天2.根據(jù)設計要求進行設計，確定設計說明書初稿，2-3天3.撰寫設計說明書，2天4.繪制工藝流程圖與總裝圖、答辯，2-3天指導教師：孫煒20143年12月20日學科部（教研室）主任：杜治平2014年12月20日化工與制藥學院《課程設計》綜合成績評定表學生姓名學生班級設計題目張章化工01班苯-乙苯精餾裝置工藝設計指導教師評語指導教師：孫煒2014年12月20日答辯記錄答辯組成員簽字：記錄人：年月日成績綜合評定欄設計情況答辯情況項目權重分值項目權重分值1、計算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設計能力56、書寫情況（文字能力、整潔度）5綜合成績指導教師：孫煒學科部主任：杜治平2014年12月20摘要：本設計對苯-乙苯分離過程篩板精餾塔裝置進行了設計，主要進行了以下工作：1、對主要生產(chǎn)工藝流程和方案進行了選擇和確定。2、對生產(chǎn)的主要設備—篩板塔進行了工藝計算設計,其中包括：①精餾塔的物料衡算；②塔板數(shù)的確定；③精餾塔的工藝條件與有關物性數(shù)據(jù)的計算；④精餾塔的塔體工藝尺寸計算；⑤精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設計條件圖。4、對設計過程中的有關問題進行了討論和評述。本設計簡明、合理，能滿足初步生產(chǎn)工藝的需要，有一定的實踐指導作用。

關鍵詞：苯-乙苯；分離過程；精餾塔；回流比Abstract:thedesignofbenzenetolueneseparationprocessofsieveplatedistillationdeviceisdesigned,mainlyforthefollowingwork:1,themainproductionprocessandschemeareanalyzedanddetermined.2,themainequipmentforproductionofsieveplatetowerprocesscalculationanddesign,includingmaterialbalanceofdistillationcolumncount;determinetheplatenumberofthedistillationtower;processconditionandcalculationofrelevantphysicaldata;calculationofdimensionoftowerbodyprocessofthedistillationtower;calculationofthemainprocessdimensionoftowerplatethedistillationtower.3,drawtheproductionprocessflowchartandthedistillationtowerdesignconditions.4,thequestionsofthedesignprocessarediscussedandreviewed.Thedesignsimple,reasonable,canmeettheneedofpreliminaryproductionprocess,haveacertainroleinguidingpractice.Keywords:benzenetolueneseparation;distillationcolumn;目錄一、概述 -7-1.1精餾操求作對塔設備的要求 -7-1.1.1塔設備的簡介 -7-1.1.2工業(yè)上對塔設備的要求 -7-1.1.3板式塔的分類 -7-1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù) -7-1.2.1苯、乙苯的物理性質 -8-1.2.2苯、乙苯在某些溫度下的表面張力 -8-1.2.3苯、乙苯在某些溫度下的粘度 -8-1.2.4苯、乙苯的液相密度 -8-1.3設計原則與步驟 -8-1.3.1設計原則 -9-1.3.2設計步驟 -9-二、工藝流程方案的說明和論證 -10-2.1工藝流程方案的說明 -10-2.1.1設計方案簡介 -10-2.1.2塔型的選擇 -10-2.2設計的依據(jù)與技術來源 -11-三、精餾塔模擬設計計算及操作條件的選擇 -11-3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程 -11-3.1.1精餾塔的物料衡算 -11-3.1.2最小回流比 -12-3.1.3操作線方程 -14-3.2塔板效率和實際塔板數(shù) -15-3.2.1塔頂、進料、塔釜溫度的計算 -15-3.2.2相對揮發(fā)度的計算 -16-3.2.3塔頂、塔釜溫度下的粘度 -17-3.2.4實際塔板數(shù) -17-3.3精餾塔的操作條件 -18-3.3.1操作壓力 -18-3.3.2操作溫度 -18-3.3.3平均摩爾質量 -18-3.3.4平均密度 -19-3.3.5液體平均表面張力 -20-四、精餾塔主體工藝尺寸的計算及結構設計 -21-4.1精餾塔塔徑 -21-4.1.1精餾段塔徑 -21-4.1.2提餾段塔徑 -22-4.2精餾塔塔高 -22-4.3降液管及溢流堰尺寸 -23-4.3.1降液管及溢流堰尺寸 -23-4.3.2篩孔數(shù)及排列方式 -24-4.4塔板流動性能的校核 -25-4.4.1板壓降的校核 -25-4.4.2液沫夾帶的校核 -26-4.4.3溢流液泛條件的校核 -26-4.5塔板的負荷性能圖 -27-4.5.1漏液線 -27-4.5.2液沫夾帶線 -28-4.5.3液相負荷下限線 -29-4.5.4液相負荷上限線 -29-4.5.5液泛線 -29-五、輔助設備的選型及計算 -31-5.1管路設計 -31-5.1.1進料管 -31-5.1.2回流管 -32-5.1.3塔頂蒸汽接管 -32-5.1.4塔釜進氣管 -32-5.1.5釜液排出管 -33-5.1.6塔頂產(chǎn)品出口管徑 -33-5.2板式塔的結構 -33-5.2.1簡體 -33-5.2.2封頭 -34-5.2.3塔頂空間HD -34-5.2.4進料空間高度HF -34-5.2.5塔釜高度HB -34-5.2.6人孔 -34-5.2.7支座 -35-5.2.8塔高 -35-5.3輔助設備的選型 -35-5.3.1冷凝器 -35-5.3.2進料處預熱 -36-5.3.3再沸器 -36-5.3.4泵的計算及選型 -37-六、設計結果匯總 -38-七、設計小結與體會 -39-八、主要符號說明 -40-九、參考文獻 -41-一、概述1.1精餾操求作對塔設備的要求1.1.1塔設備的簡介塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸件的結構型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內設置一定數(shù)量踏板，氣體以鼓泡活噴射形式穿過板上液層進行質、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（也有并流向下者）與液相接觸進行質、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。1.1.2工業(yè)上對塔設備的要求（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質、傳熱效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料消耗少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，因此，設計者應根據(jù)塔型特點、物系性質、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設備投資、操作與維修費用等技術經(jīng)濟評價以與設計經(jīng)驗等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質和傳熱目的的氣液傳質設備之一。1.1.3板式塔的分類板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù)1.2.1苯、乙苯的物理性質項目分子式分子量沸點℃臨界溫度℃臨界壓強Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.71.2.2苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.821.2.3苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2261.2.4苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.71.3設計原則與步驟1.3.1設計原則設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：（1）滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)與其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。（2）滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。（3）保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。1.3.2設計步驟⑴確定設計方案；⑵平衡級計算和理論塔板的確定；⑶塔板的選擇；⑷實際板數(shù)的確定；⑸塔體流體力學計算；⑹管路與附屬設備的計算與選型；⑺撰寫設計說明書和繪圖。二、工藝流程方案的說明和論證2.1工藝流程方案的說明2.1.1設計方案簡介本項目是設計苯-乙苯體系生產(chǎn)工藝的設計。分為精餾塔的設計，換熱器的設計，閥門等帶控制點的設備的設計。設計的主要內容為精餾塔的設計，換熱器的選型以與帶控制點的流程圖的繪制。精餾塔的設計流程為原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設置原料槽。產(chǎn)品槽和相應的泵,有時還要設置高位槽。且在適當位置設置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱器的熱量衡算以與其選型。原料預熱器的熱量主要通過再沸器中的蒸汽經(jīng)過冷卻下來的水，通過控制溫度到達原料預熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過這樣的循環(huán)，可以減少工廠運行的成本。設計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。2.1.2塔型的選擇本設計中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。2.2設計的依據(jù)與技術來源本設計依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎上，對設計任務進行分析并做出理論計算。三、精餾塔模擬設計計算與操作條件的選擇3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程3.1.1精餾塔的物料衡算通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進料流量、組成之間的體系。物料衡算主要解決以下問題：（1）根據(jù)設計任務所給定的處理原料量、原料濃度與分離要求（塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度）計算出每小時塔頂、塔底的產(chǎn)量；（2）在加料熱狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；（3）寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計算理論板數(shù)以與塔徑和塔板結構參數(shù)提供依據(jù)。通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來表示，但在理想板計算時均須轉換為kmol/h。在設計時，汽液流量又須用m3總物料：F=D+W3-1易揮發(fā)組分：FxF=D已知原料處理量F=9650kg/h=108.435kmol/h，進料組成（質量分數(shù)）：苯0.612、乙苯0.388。要求塔頂流出液中，苯含量不低于98.5%（質量分數(shù)，下同），釜液中苯含量低于1.5%。苯的摩爾質量：78.11g/mol，乙苯的摩爾質量：106.16g/mol。則有：XXX式中F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜殘液流量，kmol/h；XF、XD、X由（3-1）、（3-2）式得：D=FXW=FXD-3.1.2最小回流比由化工手冊查得苯和乙苯的t-x-y關系，并由Excel作圖得：T/℃xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由Excel作圖有：圖3.1苯-甲苯氣液平衡曲線圖3.2苯-甲苯泡點露點曲線采用作圖法法確定最小回流比，在圖3.1中作垂線x=0.6819，與平衡線的交點為：xq=0.6819故最小回流比R操作回流比取最小回流比的1.5倍,有R=1.53.1.3操作線方程（1）精餾段上升蒸汽量：V=下降蒸汽量：L=RD=0.4479×74.066=33.174kmol/h操作線方程：y=0.309xnyn+1——精餾段內第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率（2）提餾段上升蒸汽量：V下降蒸汽量：L，操作線方程：y=33.174+1×108.435=1.320作圖得：由擬合趨勢線方程得如下數(shù)據(jù)：ynxn10.98890.93742320.9729390.86807830.9514830.78480640.9257190.69823650.8989340.62172360.8144230.44881370.5861120.23099880.298510.08165590.1013170.031552100.0351620.012597表3.1由數(shù)據(jù)可知：x所需總理倫板數(shù)位10塊，第5塊加料，精餾段需4塊。3.2塔板效率和實際塔板數(shù)在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)。總板效率規(guī)定是否合理，對設計的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板結構和操作條件密切相關。3.2.1塔頂、進料、塔釜溫度的計算純組分的飽和蒸汽壓P。log上式稱為安托因（Antoine）方程。A、B、C為該組分的安托因常數(shù)。由化工手冊查得：苯的安托因常數(shù)：A=6.031，B=1211，C=220.8乙苯的安托因常數(shù)：A=6.079，B=1422，C=212.9苯：log乙苯：logP塔頂全凝器壓力為常壓0.1013mPa，取全凝器的壓降為10kPa,則塔頂壓力為111.3kPa。又xA=假設一個溫度t，用上述的安托因方程算出PA。logPlogPPP-P假設正確，即塔頂溫度tD=84.9℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓乙苯的飽和蒸汽壓PB1假設全塔實際塔板數(shù)為22塊，塔板壓降為600Pa,則塔釜壓力為111.3+0.6*23=125.1kPa。同理可得：塔釜溫度tW=142.5℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓PA23.2.2相對揮發(fā)度的計算塔頂體系相對揮發(fā)度α塔釜體系相對揮發(fā)度α全塔體系相對揮發(fā)度α=3.2.3塔頂、塔釜溫度下的粘度苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表3.2由示差法求得在塔頂、塔釜溫度下的粘度如下：84.9℃142.5℃苯0.295mPa·s0.180mPa·s乙苯0.341mPa·s0.222mPa·s表3.3μμμ=3.2.4實際塔板數(shù)總板效率E理論塔板數(shù)N=NTE精餾段塔板數(shù)N精餾=N提餾段塔板數(shù)N提餾=N實際加料版位置在第10塊。3.3精餾塔的操作條件3.3.1操作壓力塔頂操作壓力:P每層塔板壓降:Δ進料板壓力:P塔釜壓力:精餾段平均壓力P提餾段平均壓力P3.3.2操作溫度由3.2中數(shù)據(jù)可知：塔頂溫度：t進料板溫度：t塔釜溫度:t精餾段平均溫度:t提餾段平均溫度：t3.3.3平均摩爾質量由表3.1可知：塔頂平均摩爾質量：氣相平均摩爾質量：M液相平均摩爾質量：M進料板平均摩爾質量:氣相平均摩爾質量：M液相平均摩爾質量：M塔釜平均摩爾質量：氣相平均摩爾質量：M液相平均摩爾質量：M精餾段平均摩爾質量:氣相平均摩爾質量：M液相平均摩爾質量:M提餾段平均摩爾質量:氣相平均摩爾質量：M液相平均摩爾質量:M3.3.4平均密度氣相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程，即ρ液相平均密度：1ρLm=塔頂液相平均密度：由tD=84.9℃，查數(shù)據(jù)手冊知：質量分數(shù)和平均密度：wΡ進料板液相平均密度：由tF=97.8℃，查數(shù)據(jù)手冊知：質量分數(shù)和平均密度：wΡ塔釜液相平均密度：由tW=142.5℃，查數(shù)據(jù)手冊知：質量分數(shù)和平均密度：wΡ故精餾段平均密度：ρρ提餾段平均密度：ρρ3.3.5液體平均表面張力塔頂液相平均表面張力:由tD=84.9σLDm進料板液相平均表面張力：由tF=9708σLFm塔釜液相平均表面張力:由tW=142.5σWDm故精餾段平均表面張力：σ提餾段平均表面張力:σ四、精餾塔主體工藝尺寸的計算與結構設計4.1精餾塔塔徑4.1.1精餾段塔徑精餾段的氣液相體積流率為：Vs1Ls1取板間距HT=0.4m，HLs1查Smith關聯(lián)圖有：C20=0.07umax取安全系數(shù)為0.7，得空塔氣速u=0.7塔徑D=塔的截面積為A實際空塔氣速為：uC實際4.1.2提餾段塔徑提餾段的氣液相體積流率為：Vs2Ls2取板間距HT=0.4m，HLs2查Smith關聯(lián)圖有：C20=0.067umax取安全系數(shù)為0.7，得空塔氣速u=0.7塔徑D=塔的截面積為A實際空塔氣速為：uC實際故塔徑為1.2m。4.2精餾塔塔高精餾段有效高度的計算：Z1提餾段有效高度的計算：Z2=人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑HT，為0.5m.人孔數(shù)：S=(22/5)-1=3.4≈4塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，塔頂空間高度通HD常取1.0-1.5m：此處取1.2m塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結焦的物料，停留時間應短些，一般取1～1.5分鐘。此處塔底空間高度HB取1.5m。進料段高度HF取決于進料口得結構形式和物料狀態(tài)，一般比HT大，此處取0.5m塔高：H==1.2+=11.6m4.3降液管與溢流堰尺寸4.3.1降液管與溢流堰尺寸由塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。堰長l由單溢流，lwl溢流堰高度hh選用平堰，則平堰上的液流高度：how取E=1有精餾段液流高度h提餾段液流高度h取板上的清液層高度hL精餾段溢流堰高度h提餾段溢流堰高度h(3)弓形降液管寬度Wd和截面積由lwD=0.7,查弓形降液得A故：AWd精餾段液體在降液管的停留時間θ=提餾段液體在降液管的停留時間θ故降液管設計合理。降液管底隙高度h取u則精餾段hh取u提餾段hh故設計合理。選用凹形受液盤，深度h4.3.2篩孔數(shù)與排列方式取出口安定區(qū)寬度Ws=又有效傳質區(qū)面積A式中x=r=D有A由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距篩孔數(shù)目n=開孔率φ=0.907氣體通過篩孔的氣速：精餾段u提餾段u4.4塔板流動性能的校核4.4.1板壓降的校核由δdo故精餾段干板壓降h提餾段干板壓降h液層阻力hl=βh精餾段：ua=Fa查充氣系數(shù)關聯(lián)圖知：β=0.61故h提餾段：uaFa查充氣系數(shù)關聯(lián)圖知：β=0.58故h4.4.2液沫夾帶的校核液沫夾帶量eVe精餾段eV=提餾段eV，故本設計液沫夾帶量在允許范圍中。4.4.3溢流液泛條件的校核為避免發(fā)生溢流液泛，必須滿足以下條件：Hfd=HHd（1）液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。（2）降液管阻力降液管阻力損失可由下式計算：hf則精餾段降液管阻力損失：h提餾段降液管阻力損失：h(3)漏液對篩板塔，漏液點氣速uowuow=4.4則精餾段：u實際氣速u穩(wěn)定系數(shù)k=提餾段：u實際氣速u穩(wěn)定系數(shù)k=故本設計無明顯漏液。精餾段H?提餾段H?故不會發(fā)生明顯液泛。4.5塔板的負荷性能圖4.5.1漏液線由uowuow=Vshow=精餾段V在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m30.50170.51030.51830.53590.54760.55810.5721表4-1精餾段漏液線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1提餾段V在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m30.43390.44230.45010.46730.47860.48860.5021表4-2提餾段漏液線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線24.5.2液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kgeVuahowhf=2.5精餾段V在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.46711.40681.35021.22121.13341.05380.9447表44-3精餾段液沫夾帶線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線1提餾段V在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.65001.59131.53631.41081.32551.24811.1420表4-4提餾段液沫夾帶線計算結果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線24.5.3液相負荷下限線對于平堰，取堰上液層高度how=0.006mhowLs據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線。4.5.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限θ=A故L4.5.5液泛線令HhlhLa，式中ab，c，d，代入數(shù)據(jù)得：精餾段：0.0550在操作范圍內，任取幾個Ls值，依上式計算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.47461.42471.36421.13810.84470.08094-5精餾段液泛線計算結果提餾段：0.0652Ls,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.45241.41951.38701.30451.23911.17061.0573根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖4-1所示。圖4.1精餾段篩板塔的負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶，下限為液相負荷下限控制。則:Vs,min=0.58m3/s提餾段篩板塔的負荷性能圖，如圖4-2所示。Vs,min=0.45m3/s滿足條件。五、輔助設備的選型與計算5.1管路設計5.1.1進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=9650Kg/h,=795.99Kg/則體積流量V=管內流速u=0.8m/s則管徑d=取進料管規(guī)格Φ80×2.5，則管內徑d=75mm進料管實際流速u=5.1.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=33.174kmol/h塔頂液相平均摩爾質量M=79.75kg/kmol,平均密度ρ=802.73kg/則液體流量V=取管內流速1.5m/s則回流管直徑d=可取回流管規(guī)格Φ33×2.5則管內直徑d=28mm回流管內實際流速u=5.1.3塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽接管由PA=111.3kPa,查有關表取u=30m/s由V=107.24kmol/h,PA=111.3kPa,td=84.9℃得：V=nRT故塔頂蒸汽接管直徑d=可取接管規(guī)格Φ200×5則管內直徑d=190mm塔頂接管實際流速u=5.1.4塔釜進氣管由Pw=124.5kPa,查有關表取u=60m/s由V=107.24kmol/h,td=142.5℃得V=nRT故接管直徑d=可取接管規(guī)格Φ140×5則管內直徑d=130mm塔釜進氣管實際流速u=5.1.5釜液排出管塔底W=34.369kmol/h平均密度ρ=754.17kg/平均摩爾質量M=105.65kmol/h體積流量：V=34.369×105.65取管內流速u=1m/s則接管直徑d=可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實際管徑d=40mm釜液排出管實際流速u=5.1.6塔頂產(chǎn)品出口管徑D=74.066koml/h相平均摩爾質量M=79.75kg/kmol溜出產(chǎn)品密度ρ=809.47kg/則塔頂液體體積流量：V=74.066×79.75取管內蒸汽流速u=1.5m/s則接管直徑d=可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實際管徑d=40mm塔頂蒸汽接管實際流速u=5.2板式塔的結構5.2.1簡體簡體的材料選擇要考慮塔的操作壓力、溫度、物系的腐蝕性與經(jīng)濟上的合理性。常用的材料有碳鋼（Q235,Q235F）與低合金鋼。此塔選用碳鋼16MnR，查表可知當工稱直徑為Dg=1200mm，工稱壓力小于3kg/cm2時，筒體壁厚可選用5mm.5.2.2封頭橢圓形封頭在化工中應用最廣，它由曲面部分和直邊部分組成。標準橢圓封頭的長短軸之比為2。此塔采用標準橢圓封頭，材料選用16MnR。查表可知，工稱直徑Dg=1200mm時，可取曲面高度h1=300mm。直邊高度h2=25mm，封頭厚度S=6mm.5.2.3塔頂空間HD塔頂空間HD的作用是供安裝塔板的開人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，取1.2m5.2.4進料空間高度HF進料是液相，HF應大于一般的板間距，可取HF=1.0m5.2.5塔釜高度HB釜液體積流量為Ls=0.004527m3/s，取釜液在釜內的停留時間6min,裝填系數(shù)釜液流量LW=LS×6×60=1.6297m3VW=πd2h/4=πd3/8=2.6596得到d=1.89m塔釜高度HB=2d=3.78m5.2.6人孔對于直徑大于或等于800mm的塔采用人孔，人孔處板間距等于或大于600mm，人孔規(guī)格為450mm，伸出塔體的筒體長為200mm，人孔中心距離操作平臺1m，本塔設計每6塊板設一個人孔，共3個.5.2.7支座采用圓筒形裙座。裙座高度為2m.5.2.8塔高H=1.2+=15.28m5.3輔助設備的選型5.3.1冷凝器塔頂溫度tD=84.9℃冷凝水t1=20℃t2=30℃則由tD=84.9℃查液體比熱汽化熱共熱圖得γ苯=387.279KJ/kg又氣體流量V=0.9074m3/s塔頂被冷凝量q=Vρ=0.9074×2.6671=2.42kg/s冷凝的熱量Q=qγ苯=2.42×387.279=922.695KJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/m2k則傳熱面積冷凝水流量選取換熱管為Φ19mm的換熱器，公稱直徑為325mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為99，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0175m2，換熱管長度為4500mm，換熱面積為26.0m2。5.3.2進料處預熱取原料溫度為t1=20℃，原料預熱后溫度t2=97.82℃則定性溫度t=(t1+t2)/2=（97.82+20）=58.91℃查表得，cp苯=1.70kJ/(kg?k)選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為400mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為4，管子根數(shù)為76，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0066m2，換熱管長度為2000mm，換熱面積為11.3m2。5.3.3再沸器塔底溫度tw=142.76℃，用t0=170℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=150℃則由tw=142.76℃查液體比汽化熱共線圖的γ=394KJ/kg又氣體流量V=0.9377m3/s密度ρ=3.08kg/m3則qm=Vρ=0.9377×3.08=2.89kg/sQ=qmγ甲苯=2.89×394=1138.66KJ/s傳熱面積加熱蒸汽的質量流量選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為500mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為174，中心排管數(shù)為14，管程流通面積為0.0603m2，換熱管長度為6000mm，換熱面積為81.6m2。5.3.4泵的計算與選型進料溫度t=20℃已知進料量V取管內流速，則D=4故可采用Ф50×2mm的離心泵則內徑d=46mmRe=duρ取絕對粗糙度為ε=0.15mm則相對粗糙度為ε管徑故可采用Ф50×2mm的離心泵則內徑得取絕對粗糙度為，得摩擦系數(shù)=0.02775進料口位置高度h=Hf=揚程H>Hf選擇型號為IS100-65-200型離心泵。六、設計結果匯總序號項目單位計算結果精餾段提餾段1平均溫度tm℃91.35120.22平均壓力PmkPa114.3120.93汽相流量Vsm3/s0.790.84液相流量Lsm3/s0.0010.004935粘度μmN/m0.2960.2216相對揮發(fā)度α5.8294.1677實際塔板數(shù)n塊9118塔徑Dm1.29空塔氣速um/s0.6980.70710篩孔氣速u0m/s10.3310.4611板間距HTm0.412塔板液流型式單流型13降液管形式弓形14堰長lWm0.8415堰高hWm0.006250.0048316板上液層高度howm0.007490.021717降液管底隙高度h0m0.05250.013518安定區(qū)寬度Wsm0.0619邊緣區(qū)寬度Wcm0.0420開孔區(qū)面積Aom20.75721篩孔直徑dm0.00522篩孔數(shù)目n個389623孔中心距tm0.001524開孔率Φ%10.10%25每層塔板壓降Pm0.03430.083426塔頂空間HDm1.227塔底空間HBm3.7828人孔數(shù)目N個329塔高Hm15.6830封頭高度H1m0.531裙座高度H2m332霧沫夾帶evkg/kg小于0.1小于0.133負荷上限Vs,maxm3/s0.00960.009634負荷下限Vs,minm3/s0.000730.0007335操作彈性2.72.72.7七、設計小結與體會首先，這次課程設