苯-乙苯连续精馏塔地设计

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 (3)2.1塔设备在化工生产中的作用和地位 (4)2.2筛板塔的结构特点及应用场合 (4)2.3主要物性数据 (4)三、精馏塔的物料衡算 (5)3.1进料组成 (5)3.2全塔的物料衡算 (5)3.3相对挥发度和回流比的确定 (5)3.4塔板数的计算 (7)3.4.1理论塔板数的计算 (7)3.4.2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 (8)4.1平均压力PM (8)4.2平均温度tm (9)4.3平均分子量 (9)4.4平均密度 (10)4.5液体的平均表面张力 (10)4.6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 (11)6.1塔径 (11)6.2溢流装置 (13)6.3弓形降液管宽度Wd和截面Af (14)6.4降液管底隙高度 (15)6.5塔高 (16)七、塔板的流体力学验 (16)7.1降液管液泛 (16)7.2降液管内停留时间 (17)7.3液沫夹带 (17)7.4漏液 (17)八、塔板负荷性能图 (18)8.1液沫夹带线 (18)8.2液泛线（气相负荷上限线） (18)8.3液相负荷上限线 (19)8.4漏液线（气相负荷下限线） (19)8.5液相负荷下限线 (20)8.6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。

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2.苯、乙苯在某些温度下的表面张力3.苯、乙苯在某些温度下的液相密度4.苯、乙苯在某些温度下的粘度5.不同塔径的板间距三、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 Fx F=Dx D+Wx w苯的摩尔质量：M A=78.11Kg/Kmol,乙苯的摩尔质量：M B=106.16Kg/Kmol。

原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量M F=（1-40%）×78.11+40%×106.16=89.33Kg/KmolM D=(1-2%)×78.11+2%×106.16=78.67Kg/KmolM W(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x F=(0.6/78.11)/[ (0.6/78.11)+(0.4/106.16)]=0.671x D=(0.98/78.11)/[(0.98/78.11)+(0.02/106.16)]=0.985x w=(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)=184.58 Kmol/hD=F-W=184.58-60.50=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=X F=0.671yx　t /℃x(y)摩尔分数塔顶的温度：（示差法） 88-TT-80=(0.940-0.985)/(0.985-1) 解得：T=82℃ 进料板温度：96-TT-88=(0.542-0.671)/(0.671-0.743) ℃ 解得：T=90.87℃ 塔釜的温度：136-TT-128=(0-0.027)/(0.027-0.072) 解得：T=133℃ 由t-x-y 曲线可知：t D =83℃、t W =129.5℃、t F =90.5℃全塔的平均温度t=( t D +t w +t F )/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y e =0.910,而x e =x F =0.671，x D =0.985,故有Rm=x D -y e y e -x e =(0.985-0.910)/(0.910-0.671)=0.31 因为二元物系平衡方程为y=αx1+(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3.4.1理论塔板数的计算 精馏段操作线为y=Rx R+1 +X DR+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，步骤如下：精馏段 y 1=x D =0.985 x 1=y 5-4y =0.9855-4×0.985 =0.929y 2=0.38x+0.61=0.38×0.929+0.62=0.973 x 2=0.878 y 3=0.944 x 3=0.771y 4=0.903 x 4=0.651<x F =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 y 5=1.3x-0.0081=1.3×0.651-0.0081=0.8382 x 5=0.5089y 6=0.6535 x 6=0.2739 y 7=0.3480 x 7=0.0964y 8=0.1172 x 8=0.0259<x W =0.027 所以提馏段需要4块因此，精馏塔的理论塔板数为N T =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：E T =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N p1=N T E T =30.452 ≈7提馏段N p1=N TE T=4/0.452≈9总塔板数N P =N P1+N P2=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P D =P 0+P 表=101.3+4=105.3Kpa加料板压力P F =P D +N P1×0.7=105.3+7×0.7=110.2KPa 塔底压力P W =P F +N P2×0.7=110.2+9×0.7=116.5KPa精馏段平均压力P M1=P D +P F2 =(105.3+110.2)/2=107.75KPa提馏段平均压力P M2=P W +P F2 =(116.5+110.2)/2=113.35KPa全塔平均操作压力P M =P D +P W2=(105.3+116.5)/2=110.9KPa4.2平均温度tm由试差法知t D =82℃、t W =133℃、t F =90.1℃ 精馏段平均温度t 1=t D +t F2 =86.05℃提馏段平均温度t 2=t W +t F2 =111.55℃全塔平均温度t=t D +t W2=107.5℃ 4.3平均分子量塔顶：y 1=x D =0.985 x 1=0.929 M VD,M =y 1M A +(1-y 1)M B =78.53Kg/Kmol M LD,M =x 1M A +(1-x 1)M B =80.13Kg/Kmol 加料板：y 4=0.903 x 4=0.651 M VF,M =y 4M A +(1-y 4)M B =80.83Kg/Kmol M LF,M =x 4M A +(1-x 4)M B =87.90Kg/Kmol 塔底：y 8=0.0259 x 8=0.1172 M VW,M =y 8M A +(1-y 8)M B =102.87g/Kmol M LW,M =x 8M A +(1-x 8)M B =105.43Kg/Kmol 精馏段：M L,M1=（80.13+87.90）/2=84.02 Kg/Kmol M V,M1=（78.53+80.83）/2=79.68 Kg/Kmol 提馏段：M L,M2=（87.90+105.43）/2=96.67 Kg/Kmol M V,M2=（80.83+102.87）/2=91.85 Kg/Kmol 全塔平均摩尔质量：M LM =(84.02+96.67)/2=90.35 Kg/Kmol M VM =(78.68+91.85)/2=85.77 Kg/Kmol4.4平均密度气相密度ρvm =P M MV MRT精馏段ρvm ，1=107.75×79.68/[8.314×﹙273+86.05﹚]=2.88Kg/m ³ 提馏段ρvm ，2=113.35×91.85/ [8.314×﹙273﹢111.55﹚]=3.26 Kg/m ³ 全塔ρvm =ρvm ，1﹢ρvm ，22=(2.88+3.26)/2=3.07 Kg/m ³液相密度1 ρL =αA ρA +αBρB α为质量分率由试差法求得塔顶、进料、塔底的苯、乙苯的密度塔顶平均密度1ρDLM =0.98/812.75+0.02/901.22 ρDLM =814.3 Kg/m ³进料板平均密度1ρFLM =0.6/803.64+0.4/853.80 ρFLM =822.9 Kg/m ³塔釜平均密度1ρWLM=0.02/752.78+0.98/763.53 ρWLM =763.3 Kg/m ³精馏段平均密度ρLM1=（ρDLM +ρFLM ）/2=（814.3+822.9）/2=818.6 Kg/m ³ 提馏段平均密度ρLM2=（ρFLM +ρWLM ）/2=(822.9+763.3)/2=793.1 Kg/m ³ 全塔液相平均密度ρLM =（ρLM1+ρLM2）/2=（818.6+793.1）/2=805.9 Kg/m ³4.5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=20.64 mN/m塔底表面张力σMW =0.027×14.98+（1-0.027）×17.52=17.45 mN/m精馏段液体表面张力σM1=（σMD+σMP）/2=20.85 mN/m提馏段液体表面张力σM2=（σMW+σMP）/2=19.05 mN/m全塔液体平均表面张力σM=（σM1+σM2）/2=19.95 mN/m4.6液体平均粘度知μMD =0.304 mPa·s μMF =0.296 mPa·s μMW =0.237 mPa·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=0.267 mPa·s全塔平均温度μM=（μM1+μM2）/2=0.284 mPa·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V S=VM VM1/3600ρVM1=(201.010×79.68)/(3600×2.88)=1.545m³/s 液相回流摩尔流率L=RD=0.62×124.08=76.930 Kmol/h液相体积流率L S= LM LM1/3600ρLM1=（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V S’=VM VM2/3600ρVM2=(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=261.51 Kmol/h液相体积流率L S’= L’M LM2/3600ρLM2=（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：D=式中 D ——塔径m；V s——塔内气体流量m3/s；u——空塔气速m/s。