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-乙苯连续精馏塔的设计
学生姓名：
蔡学号：
指导老师：
杨自涛
2015年6
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PM8
4.2平均温度tm9
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Af14
6.4降液管底隙高度15
6.5塔高15
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
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、乙苯在某些温度下的表面张力
t/℃
20
40
60
80
100
120
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、乙苯在某些温度下的液相密度
t/℃
20
40
60
80
100
120
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、乙苯在某些温度下的粘度
t/℃
0
20
40
60
80
100
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.不同塔径的板间距
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+WFxF=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/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、产品中的苯的摩尔分数
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）=184.58Kmol/h
D=F-W=184.58-60.50=124.08Kmol/h
3.3相对挥发度和回流比的确定
饱和液体（泡点）进料，q=1，Xe=XF=0.671
T/℃
80
88
96
104
112
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
塔顶的温度：
（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℃
塔釜的温度：
=（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==（0.985-0.910）/（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的2倍，即R=2Rm=2×0.31=0.62
3.4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+0.61
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=
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，精馏塔的理论塔板数为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。
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：
ET=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
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
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