毕业设计---苯和乙苯的精馏塔设计.doc

毕 业设计（论 文） 2009 级 应用化工技术 专业题 目：苯和乙苯的精馏塔设计 毕业时间： 2012年7月 学生姓名： 指导教师： 班 级： 应用化工（1）班 2011 年 6月20日 毕业论文（设计）成绩评定表姓名任 萍班级 应用化工(1)班专业 应用化工技术指导教师第一次指导意见年 月 日指导教师第二次指导意见年 月 日指导教师第三次指导意见年 月 日指导教师评语及评分 成绩： 签字（盖章） 年 月 日答辩小组评价意见及评分成绩： 签字（盖章） 年 月 日教学系毕业实践环节指导小组意见签字（盖章） 年 月 日学院毕业实践环节指导委员会审核意见签字（盖章） 年 月 日说明：1、以上各栏必须按要求逐项填写.。2、此表附于毕业论文 (设计)封面之后。摘 要满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。目录摘 要3第一章 苯-乙苯的精馏塔设计51.1课程设计的目的51.2 设计题目61.3 主要基础数据61.4 设计方案的确定及工艺流程说明7第二章 工艺计算及主体设备设计.92.1 物料衡算及塔板数的确定92.1.1 全塔物料衡算92.1.2 相对挥发度a的计算102.1.3 平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定112.1.4 塔板数的计算112.2 塔主体尺寸的计算132.2.1 精馏段的体积流量132.2.2 提馏段的体积流量142.2.3 塔径的计算142.2.4 塔高的计算162.3 塔板结构尺寸的确定162.3.1 堰高hw162.3.2 弓形降液管宽度wd 和面积af172.3.3 降液管底隙高度ho172.3.4 采用f1型阀，重量为33克，孔径为39mm172.3.5 浮阀数目172.3.6 开孔率18第三章 塔板的流体力学验算183.1 气体通过浮阀塔板的压力降183.1.1 干板阻力183.1.2 液层阻力h1183.2 漏夜验算193.3 液泛验算193.4 雾沫夹带验算193.5.1 雾沫夹带上限203.5.2 液泛线203.5.3 液体负荷上限线:203.5.4 液体负荷下限线:213.6 热量衡算213.6.1 塔底热量衡算：（tw=129.5）213.6.2 塔顶热量衡算213.7 设计结果一览表22第四章 对设计的评述和有关问题的分析讨论234.1 对设计的评述234.3 主要符号说明23参考文献24致 谢25 第一章 苯-乙苯的精馏塔设计1.1课程设计的目的 课程设计是“化工单元操作”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个方面要求学生加强训练。1.查阅资料选用公式和搜集数据的能力。2树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动 条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力。3迅速准确的进行工程计算（包括电算）和计算机绘图的能力。4用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。1.2 设计题目 一台分离苯和乙苯双组分均相混合液常压(1atm)连续精馏浮阀塔1.3 主要基础数据 表1.苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强pa苯ac6h6781180128856833.4乙苯bc8h101061613623485743077饱和蒸汽压为p*苯和乙苯的饱和蒸汽压可用antoire方程计算 即p*=a-其中p* 单位为mmhg,t 单位为k 表2.组分abc苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95表3.苯和乙苯在某些温度下的表面张力（mn/m）t/20406080100120140mn/m28.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82 表4.苯和乙苯在某些温度下的粘度(mpas)t/020406080100120140l苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184l乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表5.苯和乙苯的液相密度l（kg/m3）t/20406080100120140l苯8774857383668150792576897441l乙苯8677849883188136795277627567表6.液体气化热（kj/kg）t/20406080100120140苯43114200407.7394.1379.3363.2345.5乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表7.不同塔径的板间距塔径d/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距ht/mm200-300250-350300-450350-600400-6001.4 设计方案的确定及工艺流程说明本方案主要是采用浮阀塔。精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：1：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。2：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 3：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。5：结构简单，造价低，安装检修方便。6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性热敏性，起泡性等。 浮阀塔的优点是：1 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%40%，与筛板塔接近。2 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3 塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4 气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5 塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高20%30%。6 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢做成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。流程示意图： 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐乙苯 回流 原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器塔底产品冷却器苯的储罐乙苯第二章 工艺计算及主体设备设计.2.1 物料衡算及塔板数的确定2.1.1 全塔物料衡算f=d+wfxf=dxd+wxw原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率:苯的摩尔质量:ma=78.11 kg/kmol乙苯的摩尔质量:mb=106.16 kg/kmol原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量mf=0.55978.11+(1-0.559)106.16=90.48 kg/kmolmd=0.99278.11+(1-0.992)106.16=78.33 kg/kmolmw=0.02778.11+(1-0.027) 106.16=105.40 kg/kmolxf=0.559 kmol/hxd =0.992 kmol/h xw=0.027 kmol/h xf、xd、xw原料产品、残液的摩尔分数因为f= +=17.670kmol/h 代入物料衡算可知d=9.741kmol/h w=f-d=17.670-9.741=7.929kmol/h2.1.2 相对挥发度a的计算苯和乙苯在某些温度t下蒸汽压pa,pb及所对应的，对于理想溶液=pa/pb表8 txy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.1265.540.6350.90696161.329.95.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300相对挥发度可取表中x=0(=4.33)和x=1(=6.01)时的的几何平均值 = =5.1012.1.3 平衡线，q线，精馏段操作线，提馏段操作线方程的确定平衡线方程：y= =q线方程：x=0.559 而rmin=0.410 取r=1.15rmin=1.5精馏段质量流量：液相 l(s)=rd=0.6159.741=5.991kmol/h 气相 v(s)=l+d=(1+r)d=1.6159.741=15.732kmol/h提馏段质量流量：液相 l=l+qf=5.991+117.670 =23.66 kmol/h 汽相 v=v=15.732kmol/h精馏段操作线方程: y=+=x+=0.3808x+0.614由于提馏段操作线方程y=则提馏段操作线方程为 y=1.504 x-0.01362.1.4 塔板数的计算nmin=应用吉科兰关联求理论板数n：x=y=0.75=0.517由=yn=块先求精馏段的最少理论板数nmin，1nmin，=1=2.627n1= nminn/ nmin=2.62711.75/5.158=5.985故提馏段理论板数n2=n-n1=11.75-5.985=5.765根据表8作t-x-y图，由xd=0.992 xw=0.027查得塔顶温度td=82.50c,塔底温度tw=129.50c,进料温度tf=94.50c全塔平均温度tm = =102.20c在温度tm下查液体黏度共线图得 苯=0.235mpas 乙苯=0.310mpas因为l=xililf =0.5590.235+(1-0.559)0.310=0.268 mpas全塔液体的平均粘度:lm=(0.2728+0.235+0.310)/3=0.271 mpas全塔效率et=0.49(al)-0.245=(0.491)/(5.1970.2726)0.245=0.4526实际塔板数:n1p=5.985/0.4526=13.22 取14块 n2p=5.765/0.4526=12.74 取13块(含塔釜)故实际塔板数n实=14+13=27 进料板在第14快。2.2 塔主体尺寸的计算由公式=a+bt+ct2+dt3 +et4 其中t单位为k，其中常数为abcde苯1114.71-2.46925-5.7533510-31.4180210-5-1.3339310-8乙苯1166.29-1.358891.8101810-3-2.2449610-6由此计算得：td=82.5tf=94.5tw=129.5苯密度 /m3813.681794.029754.545乙苯密度 /m3812.821796.517764.0702.2.1 精馏段的体积流量md=78.33kg/mol,查得82.5 苯=813.681kg/mol 乙苯=812.821kg/mol则l=xd苯+(1-xd)乙苯=813.681 0.992+812.8210.008=877.32kg/m3g=vg= m3.s-1vl =m3.s-12.2.2 提馏段的体积流量液相平均摩尔质量:mw=105.40kgkmol-1塔底温度tm=129.5 查得苯=754.545kg/m3乙苯=764.07 kg/m3l=苯 xw+(1-xw)乙苯=754.5450.027+764.07(1-0.027)=763.81kg/m3g= kg/m3vg=m3/svl=2.2.3 塔径的计算 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大,为便于制造,取两端的塔径相等.由上述计算可得到下述结果:汽塔的平均蒸汽流量:vs=(vg+vg)/2=(0.128+0.144)/2=0.136m3s-1汽塔的平均液相流量:ls=（ln+ln）/2=（1 .486+9.4）/2=5.443m3s-1汽相平均密度:v=(v精+v提)/2=(2.68+3.189)/2=2.934kgm-3液相平均密度:l=(l精+l提)/2=(877.32+763.81)/2=820.56kgm-3塔径 d=由于适宜的空塔气速 =（0.6-0.8）max, 因此,需先计算出最大允许气速max. max=c取板间距ht=0.3m , 取清夜层高度hl=60mm 于是得ht-hl=0.3-0.06=0.24mfp=0.0724查化工生产技术下册图11-8可得气相负荷因子c20=0.063 液沫夹带分率=0.032全塔的平均温度为102.2，在102.2时液体表面张力 苯（mn/m）=18.0 mn/m乙苯（mn/m）=20.176 mn/m平均液体表面张力经计算当t=102.2时，x苯=0.4879=18.996 mn/m根据公式c=c20(/20)0.5=0.0623故气速max=c=0.0623=1.0398m/s取=0.7max=0.71.0398=0.7279m/sd= d= =0.488m按标准塔径圆整为500mm. 塔的截面积at = 实际空塔气速u=0.136/0.1963=0.693m/s2.2.4 塔高的计算塔高: z=hd+(n-2-s)ht+sht、+hf+hw已知实际塔板数为n=27块，板间距ht=0.3，由于料液清洁，无须经常清洗，可取每隔7块板设一个手孔，则手孔数目s为s=-1=2个取手孔两板之间的间距ht、=0.6m,塔两端空间上封头留hd=1.5m,下封头留hw=1.5m进料处板空间高度hf=0.6m,那么全塔z=1.5+(27-2-2)0.3+20.6+0.6+1.5=11.7m2.3 塔板结构尺寸的确定溢流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰：5.3.1堰长lw:取lw=0.6d=0.60.5=0.32.3.1 堰高hwhw=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，可依据how列线图查出how由lw=0.3 ls= 544310-43600=1.96m3.s-1查得how=0.02前面已取hl=60mm所以hw=hl-howw=0.060-0.02=0.04m堰高hw一般在0.03到0.05范围内，因此符合要求2.3.2 弓形降液管宽度wd 和面积af由lw/d=0.3/0.5=0.6查化工工艺设计手册上册图（1050）得 =0.1100.01m2wm验算:液体在精馏段降液管内的停留时间=（3600afht）/ls精=（0.010.3）/1.48610-4=20.195s故降液管可用2.3.3 降液管底隙高度ho取底隙内液体流速为uo=0.08ms-1则ho=ls/lw uo=0.0227m可取ho=0.025m,小塔一般取25到30mm,故符合要求2.3.4 采用f1型阀，重量为33克，孔径为39mm2.3.5 浮阀数目浮阀数目 n=4vs/0d02又气体通过阀孔时的速度uo=f/（v）1/2 uo=5.84 ms-1又f为811，可取f=10 n=19.5 20个2.3.6 开孔率：=第三章 塔板的流体力学验算3.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp=hc+h1+3.1.1 干板阻力 浮阀由部分全开转为全开临界速度uoc=5.823m/shc=0.033m3.1.2 液层阻力h1取板上液层充气程度因素=0.5，则hl=hl=0.50.06=0.03m表面张力引起的阻力（此阻力很小可忽略）则hp=0.033+0.03=0.063m(液柱)单板压降3.2 漏夜验算取动能因素f0=5，相应的气相最小负荷vsmin=/4d02nu0min其中u0min=f0/（v）1/2=5/=2.919m/s故vsmin=/4（0.039）2202.919=0.0697m3/s0.128m3/s可见不会产生过液漏夜。3.3 液泛验算溢流管内的清液层高度hd=hp+hd+hl+ 其中h可忽略hl=0.03mhd=0.2(ls/lwh0)2=0.2hd=0.063+0.0011+0.03=0.0941m为防止液泛，通常hd不大于（ht+hw） 取校正系数=0.5，则有（ht+hw）=0.5（0.3+0.04）=0.17hd故不会产生液泛3.4 雾沫夹带验算泛点率f1= 其中k=1.0，z=d-2wd=0.5-2*0.055=0.39ab=at-2af=0.1963-2*0.01=0.1763cf查图化工工艺设计手册上册图（1069）可知：cf=0.08则f1=59.880可见雾沫夹带在允许范围内3.5 操作负荷性能3.5.1 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=0.1890-8.87在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，列表0.00010.00030.00050.00060.18810.18630.18460.18373.5.2 液泛线由于存在hw+how+hd+hp=(ht+hw) 取=0.5，忽略，代入各相应值化简后得vs2=0.064-1590.6ls2-1.304ls2/3同样列表0.00020.00030.00050.00060.0.1970.1830.1640.1563.5.3 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35s,以t=5计算，则lsmax=0.010.3/5=0.0006m/s3.5.4 液体负荷下限线:取堰上液层高how=0.006m为下限条件，得2.8410-3e(lsmin/lw)2/3=0.06 取e=1即lsmin=0.000137/s 作性能图如下：操作点（0.0005443，0.136）在正常操作范围内，由图查得vsmax=0.149/s vsmin=0.0697/s 故操作弹性为0.149/0.0697=2.143.6 热量衡算3.6.1 塔底热量衡算：（tw=129.5）塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv1(kj/kg)=355.6塔底乙苯蒸汽的摩尔潜热rv2(kj/kg)=341.9所塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv=rv1yw+rv2(1-yw)=355.6*0.027+341.9*（1-0.027）=342.27kj/kg故再沸器热流量qr(kj/s)=vrv=15.732*7.929*342.27/3600=118.6 kj/kg因为设备热损失为加热蒸汽供热量的5，且加热蒸汽潜热rr(kj/kg)=2177.6故所需蒸汽的质量流量gr(kg/s)=qr/rr=0.057kg/s3.6.2 塔顶热量衡算：（塔顶td=82.5）塔顶苯蒸汽的摩尔潜热rv1=379.3kj/kg塔顶乙苯蒸汽的摩尔潜热rv2=359.3kj/kg所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(kj/kg)=rv1y1+rv2(1-y1)=379.30.992+359.30.008=379.4 kj/kg故冷凝器的热流量qc(kj/s)=vrv2=(r+1)drv2=0.1361.615378.9=83.22 kg/s因为水的定压比热容cc(kj/kgk)=4.174,冷却水进口温度为30，出口温度为45故所需冷却水的质量流量gc(kg/s)=83.22/4.174(45-30)=1.329 kg/s3.7 设计结果一览表 浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径d,m0.5板间距ht,m0.3塔板型式单流型弓形塔板空塔气速u，m/s0.693溢流堰长度hw,m0.3板上液层高度hl,m0.06浮阀数n，个20等边三角形叉排阀孔气速u0,m/s5.695阀孔动能因素f010孔心距t,m0.08同一横排孔心距排间距t,m0.08阀孔直径，m0.039降液管内的清夜高度hd,m0.11溢流堰高度hw,m0.04气相负荷上限（vs）max0.149气相负荷下限（vs）min0.0697开孔率12.16操作弹性2.14单降压板/m0.063液柱降液管面积，m20.01降液管宽，m0.055第四章 对设计的评述和有关问题的分析讨论4.1 对设计的评述本设计是一次常规的练习设计，目的在于掌握设计的过程和分析问题的能力，必定有许多不足之处，希望老师多多批评。4.2 对设计的讨论在实际的生产中除满足生产需求外还应注意塔的成本