年生产10万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺与乙苯苯乙烯减压精馏塔设计书文档格式.docx
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867
0.64
29.2
42.26
﹣12.34
119.83
苯乙烯
104
911(15.6℃)
0.72
43.93
103.76
202.25
氢气
2
㈡反应计算机物料进出反应器的平衡表
1设计条件,粗产物中乙苯∶苯乙烯=0.58∶0.42,以苯乙烯计算转化率为x=0.42
平衡转化率x==0.4667
21mol苯乙烯反应系统,平衡转化率为51.1%,平衡时系统组成为:
主反应 C6H5C2H5=C6H5CHCH2+H2
平衡时:
1—0.46670.5110.511
25℃下,反应的=+—=246.18+0—162.09=84.09kJ/mol;
=+—=103.76+12.34=116.1kJ/mol;
=﹣RT㏑K
T=298K,解得K
(1)=1.41
㏑=(—)
假设系统中的水蒸气的物质的量为1mol,K
(2)=()=×
()=0.21;
解得T=811.23K
选择反应温度为811.23K,水争取与乙苯的物质的量之比1:
10。
⒊物料平衡表
以1h为基准
组成
输入
输出
物质的量/mol
原料组成/摩尔分数
质量/kg
28.741
0.00909
3046.26
15.25
0.00465
1616.8
13.35
0.00407
1387
水蒸气
287.4
0.9091
5173.2
0.8721
26.7
总计
316.14
1
8219.46
329.35
8203.9
㈢塔板数的计算及加料板位置
⒈理论塔板计算
W==13.35kmol/h;
易挥发组分为苯乙烯x=0.58x=0.97,x=0.01,α=1.54;
平衡线方程:
y=;
当x=0.58时
解得R=2.89取R=5.25
精馏段操作线方程:
y=x+x=0.84x+0.1552;
F=D+W;
Fx=Dx+Wx;
解得F=32.86kmol/h,D=19.51kmol/h;
L=RD=102.43kmol/h,
提留段操作线方程:
y′=x-x=1.109x-0.00109;
利用逐板计算法计算理论板数N:
y=x=0.97,由平衡关系解得x=0.9545;
由精馏段操作线方程解得y=0.9545;
同理得:
x=0.9353;
y=0.9408;
x=0.9117;
y=0.9210;
x=0.8833;
y=0.8972;
x=0.8500;
y=0.8692;
x=0.8119;
y=0.8372;
x=0.7695;
y=0.8016;
x=0.7240;
y=0.7634;
x=0.6769;
y=0.7238;
x=0.6299;
y=0.6841;
x=0.5846;
y=0.6463;
x=0.5427<
xF=0.58
精馏段所用理论板数为11块,第12块为加料板。
x′=x12=0.5427,由提留段操作线方程解得y=1.109x-0.00109;
;
由平衡关系解得x=0.4943;
y=0.5471;
x=0.4396;
y=0.4864;
x=0.3808;
y=0.4212;
x=0.3209;
y=0.3548;
x=0.2637;
y=0.2907;
x=0.2102;
y=0.2320;
x=0.1640;
y=0.1808;
x=0.1253;
y=0.1379;
x=0.0941;
y=0.1033;
x=0.0696;
y=0.0761;
x=0.0508;
y=0.0552;
x=0.0366;
y=0.0395;
x=0.0260;
y=0.0277;
x=0.0182;
y=0.0191;
x=0.0125;
y=0.0128x=0.0083
x=0.0083<
x=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N=11+16=27;
⒉实际塔板数计算
全塔效率
μ=μ(苯乙烯)×
(1-x)+μ(乙苯)×
x=0.72×
0.42+0.64×
0.58=0.6736;
α=1.54,E=0.49(α×
μ)=0.485,
N===55;
加料板位置=22,所以实际板数为49块,其中第23块为加料板。
㈣塔径及塔板结构的设计
气相摩尔流量V=121.94,
液相摩尔流量L=102.43;
气相质量流量,
液相质量流量;
塔顶压强为6kpa,由安托因方程㏒P=6.0824-
解得t=55.3℃,由PV=nRT,,T=55.3+273=328.3K,解得:
气相密度,
液相密度;
所以,气相体积流量:
液相体积流量;
,
1.塔径D=
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
取板间距HT=0.6m,取清夜层高度hL=0.07m于是得HT-hL=0.6-0.07=0.53
FP==0.014
查图得气相负荷因子C20=0.11
根据公式C=C20[(δ/20)0.2]=0.1186
故气速u=c=0.1186×
=7.234m/s
取μ=0.8,u=0.8×
7.3=5.7872m/s
D==1.84m
按标准塔径圆整为2m.塔的截面积AT=
实际空塔气速u=15.40/3.14=4.904m/s
流装置:
选用单溢流弓形降液管,不设进口堰:
长Lw:
取Lw=0.66D=1.32m
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=1.32m
how=0,01253
所以hw=hL-howW=0.07-0.0253=0.05747m
③弓形降液管宽度Wd和面积A
由lw/D=0.727,由图3-10查得A和Wd
Wd=0.248m.
验算:
液体在精馏段降液管的停留时间
=(AfHT)/Ls精=(0.2264×
0.6)/0.0051=39.95s>5s
故降液管可用
④降液管底隙高度ho
取底隙液体流速为uo’=0.08m·
s-1
则ho=Ls/lWuo’=,
3板布置与浮阀数排列
取阀孔动能因子F=10
气体通过阀孔时的速度uo=F/(ρ)1/2
uo==20.72m·
浮阀数目N=4VS/μ0d02==622个
取边缘区宽度Wc=0.06m,破沫区宽度Ws=0.10m
R=D/2-Wc=0.94m
X=D/2-Wd-Ws=0.652m
=2=2.233
采用等腰三角形叉排。
若同一横排的阀孔中心距t=75mm,那么相邻两排间阀孔中心距t'
为
t'
==52mm
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=hc+h1+
干板阻力浮阀由部分全开转为全开临界速度
uoc===23.3m/s
因u<
u,故按h=19.9=0.037m
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×
0.07=0.035m液柱
表面力引起的阻力(此阻力很小可忽略)
则
hp=0.039+0.035=0.074m(液柱)
单板压降Δ=629Pa
2淹塔验算
溢流管的清液层高度Hd=hp+hd+hl
1与气体通过塔板的压强降所相当的业主高度h=0.074;
2hd=0.153(Ls/Lwh0)2=0.153×
液柱
Hd=0.074+0.001+0.07=0.145m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×
(0.051+0.60)=0.329>Hd
故不会产生液泛,符合防止淹塔要求。
3雾沫夹带验算
泛点率F1=其中K=1.0,
Z=D-2Wd=1.504
Ab=AT-2Af=2.6872
CF=0.12
则F1==79.4<80﹪
泛点率=75.2%<
80%
可见雾沫夹带在允许围
㈥塔板操作负荷性能
1雾沫夹带上限
取泛点率为80﹪代入泛点率计算公式F1=得雾沫夹带上限方程为Vs=9.9-116.9L
在操作围,任取几个L值,依上式计算出Vs,列表
Lm/s
0.002
0.01
9.67
8.731
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=883-4.24×
10Ls2-3913Ls2/3
同样列表
0.001
0.005
29.04
27.53
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=0.171*0.5/5=0.0171m/s
4漏液线
对于F1型重阀,F==5估算
5/及
所以最小=5.87
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=0.001/s
作性能图如下:
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=15.5/sVsmin=7.07/s
故操作弹性为=2.2
现将计算结果汇总于下表
浮阀塔工艺设计计算结果
项目
数值与说明
备注
塔径D,m
2.0
板间距HT,m
0.60
塔板型式
单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速u,m/s
4.52
溢流堰长度l,m
1.32
板上液层高度hl,m
0.058
浮阀数N,个
622
等腰三角形叉排
阀孔气速u0,m/s
20.72
阀孔动能因素F0
10
孔心距
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- 生产 10 苯乙烯 乙苯 脱氢 工艺 减压 精馏塔 设计