乙苯-苯乙烯組分化學(xué)工程課程設(shè)計(jì)

1、荊楚理工學(xué)院課程設(shè)計(jì)成果 學(xué)院:_ 班 級: 學(xué)生姓名: 學(xué) 號: 設(shè)計(jì)地點(diǎn)（單位）_ _設(shè)計(jì)題目:_乙苯-苯乙烯分離設(shè)備_ 完成日期： 2013 年 11月1 日 指導(dǎo)教師評語: _ _ _ _ 成績(五級記分制):_ _ _ 教師簽名:_ _ 目 錄1. 流程和工藝條件的確定和說明52. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)52.1. 操作條件52.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)53. 精餾塔的物料衡算53.1. 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率53.2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量63.3. 物料衡算64. 塔板數(shù)的確定64.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取64.1.1. 繪 x-y圖74.1.2.最小回流比及操作

2、回流比的確定74.1.3. 求操作線方程74.1.4. 求理論板層數(shù)84.2. 實(shí)際塔板數(shù)的求取95. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算95.1. 操作壓力計(jì)算95.2. 操作溫度計(jì)算105.3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算115.4.平均密度計(jì)算115.4.1. 氣相平均密度計(jì)算115.4.2. 液相平均密度計(jì)算115.5. 液體平均表面張力計(jì)算125.6.液體平均黏度計(jì)算125.7. 全塔效率計(jì)算135.7.1. 全塔平均相對揮發(fā)度計(jì)算135.7.2. 全塔效率的計(jì)算146. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算146.1. 塔徑的計(jì)算146.2. 精餾塔有效高度的計(jì)算157. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算157.1

3、. 溢流裝置計(jì)算157.1.1. 堰長lW157.1.2. 溢流堰高度hW157.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af167.1.4. 降液管底隙高度h0167.2. 塔板布置167.2.1. 塔板分布177.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定177.2.3. 開孔區(qū)面積計(jì)算177.2.4. 篩孔計(jì)算及其排列178. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算178.1. 塔板壓降178.1.1. 干板阻力hc計(jì)算178.1.2. 氣體通過液層的阻力h1計(jì)算188.1.3. 液體表面張力的阻力h計(jì)算188.2. 液面落差188.3. 液沫夾帶198.4. 漏液198.5. 液泛209. 塔板負(fù)荷性能圖209.1. 漏液線2

4、09.2. 液沫夾帶線219.3. 液相負(fù)荷下限線219.4.液相負(fù)荷上限線229.5.液泛線2210. 主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取2410.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV2410.2. 回流管的直徑dR2410.3. 進(jìn)料管的直徑dF2410.4. 塔底出料管的直徑dW2411. 主要符號參考表2512.參考文獻(xiàn)2613. 附圖（主體設(shè)備設(shè)計(jì)條件圖）26 1.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 26 1. 流程和工藝條件的確定和說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙苯苯乙烯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝

5、器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。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2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。2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1. 操作條件塔頂壓力 4kPa進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 2倍 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） 單板壓降 0.7kPa。2.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 40%塔頂苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） >98%塔釜苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） < 2%生產(chǎn)能力（萬噸/年） 4.83. 精餾塔的物料衡算3.1. 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率乙苯的摩爾質(zhì)量 苯乙烯的摩爾質(zhì)量

6、 3.2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.3. 物料衡算生產(chǎn)能力 總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 4. 塔板數(shù)的確定4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取4.1.1. 繪x-y圖通過查設(shè)計(jì)手冊，得此環(huán)境下相對揮發(fā)度所以相平衡方程為，即，求得數(shù)據(jù)描點(diǎn)作圖，得x-y圖。4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點(diǎn)（0.395，0.395）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為故最小回流比為則操作回流比為4.1.3. 求操作線方程精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 聯(lián)立兩操作方程，解得交點(diǎn)坐標(biāo)為 三、塔板

7、數(shù)的確定（一）理論塔板數(shù)的求取采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù) NT=48（包括再沸器）進(jìn)料板位置 NF=27（二）精餾塔實(shí)際塔板數(shù)。 用適宜回流比在計(jì)算機(jī)上通過逐板計(jì)算，得到全塔理論塔板數(shù)以及精餾段和提餾段各自的理論塔板數(shù)。然后根據(jù)全塔效率求得全塔、精餾段、提餾段的實(shí)際塔板數(shù)，確定加料板的位置。塔板效率確定利用公式： 以下求得 同理可求得提餾段 =0.6610精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=26/0.6608=40塊提餾段實(shí)際板層數(shù) N提=21.8/0.6610=33塊實(shí)際總板數(shù)N=73塊全塔總效率實(shí)際進(jìn)料板位置 Nm=NR+1=415. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算5.

8、1. 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 每層塔板壓降 P=0.70 進(jìn)料板壓力 PF=105.3+0.70×40=133.3kPa精餾段平均壓力 Pm=(105.3+133.3) / 2=119.3塔底段操作壓力 得提餾段平均壓力5.2. 操作溫度計(jì)算 安托因方程 ，所以查表得乙苯 的A=6.08208，B=1424.25，C=213.206 已知 ，所以塔頂所以塔頂溫度，同理進(jìn)料板溫度塔底溫度 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 1） 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由，逐板計(jì)算得 故 0.9804×106.16+（1-0.9804）×104.150.9765×106.16+

9、（1-0.9765）×104.152）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板計(jì)算解理論板，得 0.4363×106.16+（1-0.4363）×104.15 0.385×106.16+（1-0.385）×104.153）塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 4）精餾段平均摩爾質(zhì)量（105.03+106.11）/2（106.11+104.92）/25） 提餾段平均摩爾質(zhì)量 5.4.平均密度計(jì)算5.4.1. 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段理想氣體密度：提餾段理想氣體密度：5.4.2. 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算有，查手

10、冊2得A=758 .528kg/m3 B=792.27 kg/m3 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算有，查手冊2得A=754.75 kg/m3 B=788.44kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度為同理可得提餾段平均密度為5.5. 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算有，查手冊2得A=16.47 ， B=29.18 。進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算有，查手冊2得A = 16.12 B = 29.08 精餾段液相平均表面張力為同理可得提餾段平均表面張力為 5.6.液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均粘度的計(jì)算由，查手冊2得 解出進(jìn)料板液

11、相平均粘度的計(jì)算由，查手冊2得 解出 精餾段液相平均粘度為同理可得提餾段液相平均粘度5.7. 全塔效率計(jì)算5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計(jì)算相對揮發(fā)度依下式計(jì)算，即 （理想溶液）查表計(jì)算求得精餾段相對揮發(fā)度為同理可得提餾段相對揮發(fā)度為5.7.3. 全塔效率的計(jì)算塔板效率：運(yùn)用公式 精餾段：提餾段：精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=26/0.6608=40塊提餾段實(shí)際板層數(shù) N提=21.8/0.6610=33塊實(shí)際總板數(shù)N=73塊全塔總效率實(shí)際進(jìn)料板位置 Nm=NR+1=416. 塔體工藝尺寸計(jì)算6.1. 塔徑的計(jì)算精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定 精餾段的氣、液相體積流率為 由 umax=式中C=0.2，查手

12、冊史密斯關(guān)聯(lián)圖4其中橫坐標(biāo)為 取板間距HT=0.6 m，板上液層高度hL=0.07m,則HT-hL=0.6-0.07=0.53m查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得 C20=0.071C=0.2=0.071×=0.073取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u= 0.7umax=0.70×1.05=0.738m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=2.5m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為 同理求得提餾段塔徑為：=1.71m圓整后的=2.5m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為 6.2. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.8 m則精餾塔的有效高度為7. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算

13、7.1. 溢流裝置計(jì)算因塔徑D=2.5m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：7.1.1. 堰長lW取 7.1.2. 溢流堰高度hW由 選用平直堰，堰上液層高度 E近似取1 取板上請液層高度 則 同理可得提餾段：=0.0323 7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 精餾段 由 查手冊弓形降液管的參數(shù)圖4得 則 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理提餾段;由 查手冊弓形降液管的參數(shù)圖4得 則 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理7.1.4. 降液管底隙高度h0精餾段取 u0=0.1m/s則 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。

14、提餾段取 u0=0.1m/s則 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=2.5m，所以采用分塊式。查手冊4得，塔板分為6塊。7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū)0.065m，邊緣區(qū) 。7.2.3. 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 按下式計(jì)算， 其中 則 7.2.4. 篩孔計(jì)算及其排列乙苯苯乙烯體系處理的物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為 t=3d0=3×5=15mm篩孔數(shù)目n為n=開孔率為=0.907（）2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為 8. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算8.

15、1. 塔板壓降8.1.1. 干板壓降hd計(jì)算干板壓降可由下式計(jì)算，hd=由d0/=5/3=1.67，查手冊干篩孔的流量系數(shù)圖4，可得孔流系數(shù)C0=0.772故 hd=m液柱8.1.2. 氣體通過液層的阻力hL計(jì)算ua=m/sFa=kg1/2/（s·m1/2）查手冊充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖4可得=0.62則 hL=(hw+how)=0.62（0.03+0.04）=0.0434m液柱8.1.3. 液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算h=m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hc=0.181+0.0434+0.00242=0.227m液柱氣體通過每

16、層塔板的壓降為Pp= hpg=0.227×768.6×9.81=698 Pa<700Pa（設(shè)計(jì)允許值）8.2. 液面落差液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本咧的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。8.3. 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣所以本設(shè)計(jì)中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。8.4. 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速u0，min由下式算得 =5.47m/s實(shí)際孔速u0=21.04m/s>u0，min 計(jì)算正確穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。8.5. 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應(yīng)服從下式 乙苯苯乙烯系

17、屬一般物系，取=0.5，則 =0.5（0.6+0.04）=0.32m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不設(shè)計(jì)進(jìn)口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.227+0.07+0.01=0.235m液柱則 所以本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。9. 塔板負(fù)荷性能圖9.1. 漏液線由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.4×0.772×1.016×0.1451 ×整理得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如下表二。表二Ls，m3/s0.0050.010.0150.02Vs，m3/s1.0241.0751.1151.151由

18、上表作出漏液線1。9.2. 液沫夾帶線以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.0652hOW=故 hf=0.163+1.65Ls2/3 HThf=0.45（0.163+1.65Ls2/3 ）=0.2871.65Ls2/3 =0.1整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如下表三。表三Ls，m3/s0.0050.0100.0150.02Vs，m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夾帶線2。9.3. 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小

19、液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，則Ls，min= m3/s則可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。9.4.液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。9.5.液泛線令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系代入上式，并整理得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 則 即 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果如下表四。表四Ls，m3/s0.0050.

20、0100.0150.020Vs，m3/s2.4412.0881.6691.066由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程，可以作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得=1.02 m3/s =2.07 m3/s則操作彈性為 /=2.0310. 主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時(shí)，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中dV-塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m   Vs-塔頂蒸氣量m3/s，取uv=15.00 m/s，則m

21、 故選取接管外徑×厚度 630×20mm10.2. 回流管的直徑dR塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時(shí)，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速uR可取0.20.5 m/s。取uR=0.4 m/s，則m故選取接管外徑×厚度25×2mm 10.3. 進(jìn)料管的直徑dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，則m  故選取接管外徑×厚度219×14mm 10.4. 塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.51.5 m/s，循環(huán)式再沸器取1.01.5 m/s(

22、本設(shè)計(jì)取塔底出料管的料液流速UW為0.8 m/s)則   m接管外徑×厚度133×5.5mm 1.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙苯一苯乙烯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，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2倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的

23、原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)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1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： ()

24、 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：表1 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊，下同) 1. 安托因方程P=A-B/（C+t） 安托因方程常數(shù)ABC 溫度范圍/ 乙苯6.082081424.255213.20631-187苯乙烯6.082011445.580209.43026-163表1 2.組分的液相粘度(mpa.s)溫度/6080100120140160乙苯0.4330.3540.30.2590.2260.2苯乙烯0.4750.3860.3210.2720.2340.204 表23.組分的液相密度（kg/m3）溫度/6080100120140160乙苯831.8813.6795.2776.2756.7736.4苯乙烯