苯乙苯连续精馏塔的设计.docx
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苯乙苯连续精馏塔的设计.docx
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苯乙苯连续精馏塔的设计
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-乙苯连续精馏塔得设计
学生姓名:
蔡学号:
20124121036
指导老师:
杨自涛
2015年6
一、设计说明书
(一)、设计题目
苯-乙苯连续精馏塔得设计
(二)、设计要求
进精馏塔得料液含乙苯40%(质量分数,下同),其余为苯;塔顶得乙苯含量不得高于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%得乙苯产品。
(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、设计说明书得内容
1)精馏塔得物料衡算;
2)塔板数得确定;
3)精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算;
4)精馏塔得塔体工艺尺寸计算;
5)塔板主要工艺尺寸得计算;
6)塔板得流体力学验算;
7)塔板负荷性能图;
8)精馏塔接管尺寸计算;
9)对设计过程得评述与有关问题得讨论。
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。
二、前言
2、1塔设备在化工生产中得作用与地位
塔设备就是化工、石油化工、精细化工、医药。
食品与环保等行业普遍使用得气液传质设备,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筛板塔得结构特点及应用场合
筛板塔其塔板上开有许多均匀得小孔。
根据孔径得大小,分为小孔径筛板(孔径为3-8mm)与大孔径筛板(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得场合(如分离粘度大、易结焦得物系)。
筛板得优点就是结构简单,易于加工,造价低,约为泡罩塔得60%,浮阀塔得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。
其缺点就是筛板易堵塞,不宜处理易结焦、粘度大得物料,且筛板塔得设计与操作不当,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、乙苯得物理性质
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、7
2、苯、乙苯在某些温度下得表面张力
t/℃
2
20
140
σ苯(mN/m)
28、8
26、25
23、74
21、27
18、85
16、49
14、17
σ乙苯(mN/m)
29、3
27、14
25、01
22、92
20、85
18、81
16、81
3、苯、乙苯在某些温度下得液相密度
t/℃
2
20
140
ρ苯(㎏/m³)
877、4
857、3
837、6
815、0
792、5
768、9
744、1
ρ乙苯(㎏/m³)
867、7
849、8
931、8
913、6
795、2
776、2
756、7
4、苯、乙苯在某些温度下得粘度
t/℃
0
120
140
μ苯(mPa·s)
0、742
0、638
0、485
0、381
0、308
0、255
0、215
0、184
μ乙苯(mPa·s)
0、874
0、666
0、525
0、426
0、354
0、300
0、259
0、226
5、不同塔径得板间距
塔径D/m³
0、3-0、5
0、5-0、8
0、8-1、6
1、6-2、4
2、4-4、0
板间距HT/㎜
200-300
250-350
300-450
350-600
400-600
三、精馏塔得物料衡算
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
苯得摩尔质量:
MA=78、11Kg/Kmol,乙苯得摩尔质量:
MB=106、16Kg/Kmol。
原料液及塔顶,塔底产品得平均摩尔质量
MF=(1-40%)×78、11+40%×106、16=89、33Kg/Kmol
MD=(1-2%)×78、11+2%×106、16=78、67Kg/Kmol
MW(1-98%)×78,11+98%×106、16=105、6Kg/Kmol
3、1进料组成
原料、塔顶、产品中得苯得摩尔分数
xF=(0、6/78、11)/[(0、6/78、11)+(0、4/106、16)]=0、671
xD=(0、98/78、11)/[(0、98/78、11)+(0、02/106、16)]=0、985
xw=(0、02/78、11)/[(0、02/78、11)+(0、96/106、16)]=0、027
3、2全塔得物料衡算
产物得产量:
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/h
D=F-W=184、58-60、50=124、08Kmol/h
3、3相对挥发度与回流比得确定
饱与液体(泡点)进料,q=1,Xe=XF=0、671
T/℃
8
120
128
136
x
1、000
0、743
0、542
0、385
0、259
0、157
0、072
0、000
y
1、000
0、940
0、865
0、762
0、631
0、465
0、257
0、000
塔顶得温度:
(示差法)
=(0、940-0、985)/(0、985-1)
解得:
T=82℃
进料板温度:
=(0、542-0、671)/(0、671-0、743)℃
解得:
T=90、87℃
塔釜得温度:
=(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℃
全塔得平均温度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、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)
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得2倍,即R=2Rm=2×0、31=0、62
3、4塔板数得计算
3、4、1理论塔板数得计算
精馏段操作线为y=
+
=0、38x+0、61
提馏段操作线为过(0、671,0、865)与(0、027,0、027)两点得直线。
提馏段操作线为y=1、3x-0、0081
平衡曲线为y=
采用逐板计算法理论塔板数,步骤如下:
精馏段y1=xD=0、985x1=
=
=0、929
y2=0、38x+0、61=0、38×0、929+0、62=0、973x2=0、878
y3=0、944x3=0、771
y4=0、903x4=0、651 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、5089 y6=0、6535x6=0、2739 y7=0、3480x7=0、0964 y8=0、1172x8=0、0259 所以提馏段需要4块 因此,精馏塔得理论塔板数为NT=8-1=7层,进料板位置为第4块板。 3、4、2实际塔板数得计算 塔板效率就是气、液两相得传质速率、混合与流动状况,以及板间反混(液沫夹带、气泡夹带与漏液所致)得综合结果。 板效率为设计得重要数据。 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得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、塔底温度下得粘度如下表 82℃ 90、1℃ 133℃ 苯(mPa·s) 0、303 0、281 0、195 乙苯(mPa·s) 0、439 0、327 0、238 μ顶=0、303×xD+0、349×(1-xD)=0、304mPa·s μ底=0、195×xW+0、238×(1-xW)=0、237 μ进料=0、281×xF+0、327×(1-xF)=0、296 μ=(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= = ≈7 提馏段Np1= =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、精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算 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= =(105、3+110、2)/2=107、75KPa 提馏段平均压力PM2= =(116、5+110、2)/2=113、35KPa 全塔平均操作压力PM= =(105、3+116、5)/2=110、9KPa 4、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、05℃ 提馏段平均温度t2= =111、55℃ 全塔平均温度t= =107、5℃ 4、3平均分子量 塔顶: y1=xD=0、985x1=0、929 MVD,M=y1MA+(1-y1)MB=78、53Kg/Kmol MLD,M=x1MA+(1-x1)MB=80、13Kg/Kmol 加料板: y4=0、903x4=0、651 MVF,M=y4MA+(1-y4)MB=80、83Kg/Kmol MLF,M=x4MA+(1-x4)MB=87、90Kg/Kmol 塔底: y8=0、0259x8=0、1172 MVW,M=y8MA+(1-y8)MB=102、87g/Kmol MLW,M=x8MA+(1-x8)MB=105、43Kg/Kmol 精馏段: ML,M1=(80、13+87、90)/2=84、02Kg/Kmol MV,M1=(78、53+80、83)/2=79、68Kg/Kmol 提馏段: ML,M2=(87、90+105、43)/2=96、67Kg/Kmol MV,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/Kmol MVM=(78、68+91、85)/2=85、77Kg/Kmol 4、4平均密度 气相密度ρvm= 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= =(2、88+3、26)/2=3、07Kg/m³ 液相密度 = + α为质量分率 由试差法求得塔顶、进料、塔底得苯、乙苯得密度 82℃ 90、1℃ 133℃ 苯(Kg/m³) 812、75 803、64 752、78 乙苯(Kg/m³) 901、22 853、80 763、53 塔顶平均密度 =0、98/812、75+0、02/901、22ρDLM=814、3Kg/m³ 进料板平均密度 =0、6/803、64+0、4/853、80ρFLM=822、9Kg/m³ 塔釜平均密度 =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/m³ 4、5液体得平均表面张力 由试差法求得塔顶、进料、塔底得苯、乙苯得表面张力 82℃ 90、1℃ 133℃ 苯(mV/m) 21、03 20、04 14、98 乙苯(mV/m) 22、71 21、87 17、52 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/m 4、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+1)D=(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+1)D=(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、精馏塔得塔体工艺尺寸计算 6、1塔径 塔径得计算按照下式计算: 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得计算方法就是,先求得最大空塔气速umax,然后根据设计经验,乘以一定得安全系数,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——分别为气相与液相得密度,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;而史密斯关联图就是按液体得表面张力为=0、02N/m时绘制得,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、39m ②按Smith法求取允许得空塔气速 ( )( )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 精馏段得塔径 提馏段塔径得计算 提馏段得汽,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时得C 调整塔径为1、6m,综上,则取塔径为1、6m 6、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与截面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=0、07-0、25m/s 取降液管底隙处液体流速为0、08m/s,则 6、5开孔数与开孔率 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 每层塔板得开孔面积 气体通过筛孔得孔速u0= = =12、88m/s 6、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、塔板得流体力学验 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 气体通过塔板得压降液柱 液体通过降液管得压降 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0、1kg液体/kg干气体,则有 可见液沫夹带量可以允许 7、4漏液 克服液体表面张力得作用引起得压降 则漏液点气速 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,所设计得各项尺寸可用。 八、塔板负荷性能图 8、1液沫夹带线 则由 式中 于就是 简化得 在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应得VS值,列于下表 LS(m³/s) 0、001 0、005 0、010 0、015 VS(m³/s) 3、747 3、351 2、997 2、701 根据表中得数据,在负荷性能图上作出液沫夹带线1。 8、2液泛线(气相负荷上限线) 即 在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应得VS值,列于下表 LS(m³/s) 0、001 0、005 0、010 0、015 VS(m³/s) 2、499 2、283 1、812 1、494 根据表中得数据,在负荷性能图上作出液泛线2。 8、3液相负荷上限线 根据上式在负荷性能图上作出液相负荷上限线3。 8、4漏液线(气相负荷下限线) 漏液点气速 在操作范围内,任取几个LS值,由上式算出对应得VS值,列于下表 LS(m³/s) 0、001 0、005 0、010 0、015 VS(m³/s) 0、538 0、597 0、644 0、682 根据表中得数据,在负荷性能图上作出漏液线4。 8、5液相负荷下限线 取平堰堰上液层高度 根据上式在负荷性能图上作出液相负荷下限线5。 8、6操作线与操作弹性 操作气液比 过点(0,0)与(0、002193,1、545)两点,在负荷性能图上作出操作线6。 从图中瞧出,操作线得上限由液泛所控制,下限由漏夜所控制,其操作弹性为: 九、设计评述 因为苯—乙苯不能形成恒沸点得混合物,所以可直接采用传统得精馏法制备高纯度得乙苯溶液,本设计进行苯—乙苯得分离,采用直径为1、6米得精馏塔,选用效率较高、结构简单、加工方便得单溢流方式、并采用了弓形降液盘。 由于在设计过程中,对板式塔只有一个整体得直观认识以及简单得工作原理得了解,而对于设备中重要部件——塔板、管路等缺乏了解,查询了各种相关书籍,走了很多弯路,但终于通过自己努力解决了其中得难题。 在设计过程中,考虑到设计踏板所构成得板式塔,不但要具有应有得生产能力,满足工艺 要求,还要考虑到能耗,经济,污染等问题,为今后走向工作岗位很有价值。 十、参考文献 [1]谭天恩,窦梅、化工原理第四版(上下册)、北京: 化学工业出版社,2013、6、 [2]路秀林,王者相、化工设备设计全书塔设备[M]、北京: 化学工业出版社,2004、 [3]王为国、化工原理课程设计[M]、北京: 化学工业出版社,2010、11 [4]马沛生、化工数据、北京: 中国石化出版社,2003、
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- 乙苯 连续 精馏塔 设计