苯-苯乙烯脱氢法精馏塔工艺设计

化学工艺设计说明书

题目：年产1.5万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺及乙苯苯乙烯减压精馏塔设计

设计者：

学号： 班级： 指导教师：

摘要

浮阀塔是目前工业中应用最广的精馏塔，通过全塔精馏可将不同挥发度的馏分分开，这里通过设计浮阀塔来回收乙苯—苯乙烯混合物中的苯乙烯。

通过设计年产1.5万吨苯乙烯脱氢工艺流程，进行反应的物料衡算，热量衡算以及将产物中的乙苯—苯乙烯通过精馏分离出来，进行塔径的选择，理论板与实际板层数的确定，通过水力学性能核算，设计简单的浮阀塔。通过压力降、液沫夹带率、漏液条件、降液管面及液体停留时间等水力学性能的项目，并绘制塔板负荷性能图以校核塔的操作条件是否在适宜范围内，从而设计出合理的浮阀塔。 设计过程中使用了大量的参考书及工程图，均列设计书最后的参考书目及附图中。

目录

设计任务书……………………………………………………………1 ㈠. 相关物性参数收集…………………………………………………2 ㈡. 反应计算及物料进出反应器的平衡表……………………………3 ㈢. 塔板数的计算及加料板的位置……………………………………4 ㈣. 塔径及塔板结构设计………………………………………………6 ㈤. 水力学校核…………………………………………………………9 ㈥. 负荷性能图…………………………………………………………10 ㈦. 塔高及接管尺寸的确定……………………………………………13 ㈧. 参考文献……………………………………………………………14

设计任务书

题目：年产1.5万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺及乙苯苯乙烯减压精馏塔设计

设计条件：⒈常压反应，水蒸气稀释，副反应忽略。

⒉粗产品组成（脱水后的油相）摩尔分率：乙苯 ：苯乙

设计要求：⒈

烯=0.54:0.46。

⒊塔压力6kpa,相对挥发度按1.54计。 ⒋塔顶乙苯含量0.97，塔釜乙苯含量0.01。

计算转化率，按其为平衡转化率的90%计，求得平衡

组成，选定水蒸气的用量，求出平衡常数及反应温度。 ⒉列出物料进出反应器的平衡表。 ⒊根据进料组成，黏度估算全塔效率。

⒋根据条件及分离要求计算最小回流比，确定实际回流比，计算理论及实际塔板数，并确定加料板的位置。 ⒌根据塔顶第一块的汽液条件设计塔径，塔板结构，并进行水力学性能校核。 ⒍做负荷性能图。

⒎塔高的确定及接管尺寸。 ⒏塔设计列表。 ⒐画出塔的结构图。

㈠相关物性参数收集

分子量[1]密度3[1]黏度[1]表面张力[1]汽化热[3]??fHm[3]??fGm[3]（g/mol） 乙106 苯 苯104 乙烯 氢2 气 （20℃）（kJ/mol） (kJmol)(kJ)（kg/m） molmpa·s （mN/ m ） ﹣12.34 119.83 867 0.64 29.2 42.26 9110.72 （15.6℃） 43.93 103.76 202.25 0 0

㈡反应计算机物料进出反应器的平衡表

⒈由设计条件，粗产物中乙苯∶苯乙烯＝0.54∶0.46 ,以苯乙烯计算转化率为x=0.46

0.46平衡转化率xe==0.51。

0.90⒉取1mol苯乙烯反应系统，平衡转化率为69%，平衡时系统组成为： 主反应 C6H5C2H5 = C6H5CHCH2 + H2

平衡时：1—0.51=0.49

0.5

???25℃下，反应的?rGm=?fGm(H2,g)+?fGm(C6H5CHCH2,g)—

??fGm(C6H5C2H5,g)=246.18+0—162.09=84.09kJ/mol； ??rHm=

??fHm(H2,g)+

??fHm(C6H5C2H3,g)—

??fHm(C6H5C2H3,g)=103.76+12.34=116.1kJ/mol； ?=﹣RT㏑K? ?rGm查阅资料得T1=900K,解得K?（1）=1.49

?1K?(2)?rHm1㏑?=（—）

RT1T2K(1)

1x20.512假设系统中的水蒸气的物质的量为8mol,K（2）=()=×

1?x?81?0.511?x?(

1)=0.0582；

1?0.51?8解得T2=742.8K, t=469.8℃

选择反应温度为469.8℃，水争取与乙苯的物质的量之比8：1。 ⒊物料平衡表

年产1.5万吨苯乙烯

每小时苯乙烯的产量为：20.57kmol/h 每小时未反应的乙苯量为：24.15kmol/h 每小时氢气的产量为：20.57kmol/h

每小时乙苯进料量：20.57+24.15=44.72kmol/h 每小时水蒸气进料量：44.72×8=357.76kmol/h （以1h为基准） 组成 输入 输出 物质的量原料组成质量/kg 物质的量油组成质量/kg /kmol 乙苯 苯乙烯 氢气 水蒸气 总计 44.72 0 0 357.76 402.48 （摩尔分数） 11% 4740.3 0 0 89% 100% 0 0 6439.7 11180 /kmol 24.15 20.57 20.57 65.29 （摩尔分数） 36.99% 2559.9 31.51% 31.51% 100% 2139.3 41.14 ㈢ 塔板数的计算及加料板位置 ⒈理论塔板计算

1.5?107n苯乙烯=kmol/a；

104W=

n苯乙烯3600?24=20.03kmol/h；

易挥发组分为苯乙烯xF=0.54, xD=0.97, xW=0.01，α=1.54； 平衡线方程： y=

1.54x ；

1?0.54x当xF=0.54时，y *=0.644；

R0.97?0.644==0.758，解得Rmin=3.13, 取R=6。 1?R0.97?0.54R1精馏段操作线方程：yn?1=xn+xD=0.8571 xn+0.139；

1?RR?1F=D+W;

F xF=D xD+W xW;

解得F=44.72 kmol/h,D=24.69 kmol/h;

L=RD=148.14kmol/h , L′=L+F=192.86 kmol/h； 提留段操作线方程： ym?1′=

WLxm－ xW=1.12 xm－0.00116；

L?WL?W利用逐板计算法计算理论板数NT: y1 =x

D=0.97, 由平衡关系解得x1=0.9545;由精馏段操作线方程解得

y2=0.958;

同理得：x2 =0.937; y3=0.942;

x3=0.913; y4=0.922;

x4=0.885; y5=0.897; x5=0.850; y6=0.867; x6=0.809; y7=0.832; x7=0.763; y8=0.793;

x8=0.713; y9=0.750; x9=0.661; y10=0.706; x10=0.609; y11=0.661; x11=0.559; y12=0.618; x12=0.512; y13=0.579;

x12=0.512< xF=0.54,精馏段所用理论板数为11块,第12块为加料板。

x1′= x12=0.3734, 由提留段操作线方程解得y'2 =0.57228; 由平衡关系解得x'2 =0.4649;

''同理得：y3 =0.5195; x3=0.4125;

y'4=0.4608; x'4=0.3569;

'' y5=0.3919; x5=0.2950;

y'6=0.3292; x'6=0.2417; y'7=0.2695; x'7=0.1933;

'' y8=0.2153; x8=0.1512; '' y9=0.1682; x9=0.1161;

'' y10=0.1289; x10=0.0876; '' y11=0.0970; x11=0.0652; '' y12=0.0719; x12=0.0479;

'' y13=0.0525; x13=0.0347; '' y14=0.0377; x14=0.0248;

'' y15=0.0266; x15=0.0175; '' y16=0.0184; x16=0.0120; '' y17=0.0123; x17=0.0080;

'x17=0.0080< xW=0.01,由于再沸器相当一块理论板，所以提留段理论板数为

16块，全塔理论板数为 NT=11+16 =27；

⒉实际塔板数计算 全塔效率 μ

L =μ（苯乙烯）×（1－xF）+μ(乙苯) ×xF=0.763×0.46+0.64×

0.54=0.6896;

α=1.54, ET =0.49(α×μNP=

L)?0.245=0.482,

NT27==56; 0.482ET12=25，所以实际板数为56块，其中第25块为加料板。 0.482加料板位置

㈣塔径及塔板结构的设计

气相摩尔流量V=172.83kmolh， 液相摩尔流量L=148.14kmolh；

塔顶压强为6kpa,由安托因方程 ㏒P=6.0824-解得t=55.3℃,由PV=nRT, ??v1424.225

t?213.206PM,T=55.3+273=328.3K,解得： RT气相密度??0.233kgvmm3，

液相密度??867.1kgl3；

3Vm所以，气相体积流量:Vs??21.82m

s3600?VLm液相体积流量Ls??0.00503ms3600?l1．塔径 D=

3；，

4Vs??

由于适宜的空塔气速 μ=（0.6-0.8）μmax, 因此,需先计算出最大允许气速μmax.

μmax=c

?l??v?v

取板间距HT=0.5m , 取清夜层高度hL=0.70m 于是得HT-hL=0.7-0.05=0.65m

?LSFP=??V?S??L0.00503867.1???=21.82?0.233?0.0141≈0.2 ?V查图得气相负荷因子C20[2]=0.140 根据公式C=C20[(δ/20)0.2]=0.151 故气速umax=c

?l??v867.1?0.233=0.151×=9.21m/s ?v0.233取μ=0.6 , u =0.6×9.21=5.53m/s D =

4Vs?u? =2.242m

按标准塔径圆整为2.4m. 塔的截面积AT =实际空塔气速u=21.82/4.52=4.827m/s

?4D2?4.52m

2⒉溢流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰： ①堰长Lw:取Lw=0.65D=1.56m ②出口堰高hW

hw=hL-how采用平直堰堰上液层高度可由 how=2.84

计算，近似取E=1, Lw=1.56m

3,Lh=0.00503×3600=18.108m可依据how列线图查出

h

查得how=0.0145,前面已取Hl=0.05m, 所以hw=hL-howW=0.05-0.0145=0.0355m ③弓形降液管宽度Wd 和面积Af

由lw/D=0.0.65，由图3-10[2]查得 Af 和Wd

Af?0.326m,

2Wd=0.298m.

验算:液体在精馏段降液管内的停留时间

=（AfHT）/Ls精=（0.326×0.70）/0.00503=45.4s＞5s 故降液管可用 ④降液管底隙高度ho

取底隙内液体流速为uo’=0.13m·s-1 则ho=hw —0.006=0.0295 ⒊塔板布置与浮阀数排列 取阀孔动能因子F0=10 气体通过阀孔时的速度uo=F/（ρ

V）1/2

uo=

Fo?=20.7m·s-1

v

浮阀数目 N=4VS/?μ0d02=

21.82?4?10.039?21=883个 20.7取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.1m

㈤塔板的流体力学验算

⒈气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp[2]=hc+h1+干板阻力 浮阀由部分全开转为全开临界速度 uoc=

=1.825

73.1=23.33m/s 0.2330.175uo因u0< u0c，故按hc=19.9=0.04m

867.1板上充气液层阻力h1

取板上液层充气程度因素ξ=0.5，则hl=ξhl=0.5×0.05=0.025m液柱 表面张力引起的阻力h?（此阻力很小可忽略） 则 hp=0.04+0.025=0.065m(液柱) 单板压降Δ

pp?h???g=552.9Pa

pl2 淹塔验算

溢流管内的清液层高度Hd=hp+hd+hl

① 与气体通过塔板的压强降所相当的业主高度hp=0.065;

?0.00503?② hd=0.153(Ls/Lwh0)=0.153×? m??0.001771.56?0.03??液柱

2

2Hd=0.065+0.00177+0.05=0.11677m液柱

为防止液泛，通常Hd不大于Ф（HT+hw） 取校正系数Ф=0.5， 则有Ф（HT+hw）=0.5×（0.5+0.047）=0.2735＞Hd 故不会产生液泛，符合防止淹塔要求。 3雾沫夹带验算

Vs泛点率F1=

?V?L??V?1.36LSZ 其中K=1.0，

KCFAbZ=D-2Wd=2.4-2*0.298=1.804 Ab=AT-2Af=4.52-2*0.326=3.868 CF[2]=0.12

21.82则F1==

0.233?1.36*0.00503*1.804867.1?0.233?79.6＜80﹪

1*0.12*3.86821.82泛点率=

0.233867.1?0.233?

0.78*4.52*0.1276.4%<80%

可见雾沫夹带在允许范围内

㈥塔板操作负荷性能

1雾沫夹带上限

Vs取泛点率为80﹪代入泛点率计算公式F1=方程为Vs=22.64-149.57Ls

?V?L??V?1.36LSZ得雾沫夹带上限

KCFAb在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs，列表 Lsm3/s

2液泛线

由于存在hw+how+?+hd+hp=Ф(HT+hw) 取Ф=0.5，忽略?，代入各相应值化简后得Vs2=8017.3-10.61783×105Ls2-12113.4Ls2/3 同样列表 Lsm3/s

0.001 88.85

0.005 87.38

0.009 86.06

0.013 84.66

0.002 22.34

0.01 21.14

3液体负荷上限线: Lsmax=AfHT/t停

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3—5s,以t=5计算，则Lsmax=0.326*0.7/5=0.046m3/s 4漏液线

对于F1型重阀，F[2]=uo?v=5估算

uo?5/

?v及Vs??4d032Nu0

所以Vs最小=10.921ms 5液体负荷下限线:

取堰上液层高how=0.006m为下限条件，得2.84×10-3×E(Lsmin/lw)2/3=0.006 取E=1 即Lsmin=0.0013作性能图如下：

3530252015105000.0010.0020.0030.0040.0050.006V1V2V3/s

由塔板负荷性能图可看出：

①任务规定的汽液负荷下的操作点p(设计点)处在适宜的操作区内的适中位置。 ②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 ③按照固定的汽液比，有附图可查出塔板的气相负荷上限Vsmax= Vsmin=

/s

/s

故操作弹性为= 现将计算结果汇总于下表

浮阀塔工艺设计计算结果 项目 塔径D,m 板间距HT,m 塔板型式 空塔气速u，m/s 数值与说明 2.4 0.7 单溢流弓形降液管 4.83 备注 分块式塔板 溢流堰长度lW,m 板上液层高度hl,m 浮阀数N，个 阀孔气速u0,m/s 阀孔动能因素F0 孔心距t,m 排间距t’,m 临界阀孔气速，m/s 1.56 0.05 883 20.7 10 0.075 0.08 23.33 等腰三角形叉排 同一横排孔心距 雾沫夹带控制 漏液控制 降液管内的清夜高度Hd,m 0.1163 溢流堰高度hw,m 0.036 气相负荷上限（Vs）max 气相负荷下限（Vs）min 泛点率﹪ 操作弹性 单降压板/pa 79.6﹪ 552.9 降液管底隙高度，m 0.03 液体在降液管中的停留 时间s 45.4 ㈦ 塔高及接管尺寸

⒈进料管接管尺寸

设uin=2m/s, Fs=44.72×104.76÷867.1÷3600=0.0015ms Fs=

3?4din2u

indin?0.030m, 取din=30mm.

32.塔顶回流管

选u=0.5m/s(重力回流)，Ls?0.00503m/s

?4dD2u?Ls，

所以，dD?0.1132m，圆整取dD?120mm 3.塔顶蒸汽出口

取uV?18m/s，Vs?21.82ms， 则dV?3?uV4Vs?1.243m，圆整取dV=1..25m

4塔底回流管 dB=dV=1.25m 5．塔高的选择

取塔顶高度HD=1.5塔底高度Hd=1.5,裙坐HQ=1.5 人孔高度0.6m。每10块板间设一人孔，取NR=6,

则塔高H=HD+ Hd+ HQ+( NP－NR－1) ×0.5+ NR×0.6=1.5+1.5+1.5+(56－1-6) ×0.5+6×0.6=32.6m

㈧ 参考文献

⒈夏请，陈常贵主编，化工原理上册（修订版），天津大学出版社，2007

⒉夏请，陈常贵主编，化工原理下册（修订版），天津大学出版社，2007

⒊印永嘉，奚正楷，张树永等编，物理化学简明教程（第四版），高等教育出版 社，2008。

⒋米镇涛主编，化学工艺学，第二版，北京化学工业出版社，2007。

取uV?18m/s，Vs?21.82ms， 则dV?3?uV4Vs?1.243m，圆整取dV=1..25m

4塔底回流管 dB=dV=1.25m 5．塔高的选择

取塔顶高度HD=1.5塔底高度Hd=1.5,裙坐HQ=1.5 人孔高度0.6m。每10块板间设一人孔，取NR=6,

则塔高H=HD+ Hd+ HQ+( NP－NR－1) ×0.5+ NR×0.6=1.5+1.5+1.5+(56－1-6) ×0.5+6×0.6=32.6m

㈧ 参考文献

⒈夏请，陈常贵主编，化工原理上册（修订版），天津大学出版社，2007

⒉夏请，陈常贵主编，化工原理下册（修订版），天津大学出版社，2007

⒊印永嘉，奚正楷，张树永等编，物理化学简明教程（第四版），高等教育出版 社，2008。

⒋米镇涛主编，化学工艺学，第二版，北京化学工业出版社，2007。

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/xkw5.html