1、 畢 業設計（論 文） 2009 級 應用化工技術 專業題 目：苯和乙苯的精餾塔設計 畢業時間： 2012年7月 學生姓名： 指導教師： 班 級： 應用化工（1）班 2011 年 6月20日 畢業論文（設計）成績評定表姓名任 萍班級 應用化工(1)班專業 應用化工技術指導教師第一次指導意見年 月 日指導教師第二次指導意見年 月 日指導教師第三次指導意見年 月 日指導教師評語及評分 成績： 簽字（蓋章） 年 月 日答辯小組評價意見及評分成績： 簽字（蓋章） 年 月 日教學系畢業實踐環節指導小組意見簽字（蓋章） 年 月 日學院畢業實踐環節指導委員會審核意見簽字（蓋章） 年 月 日說明：1、以上各欄

2、必須按要求逐項填寫.。2、此表附于畢業論文 (設計)封面之后。摘 要滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩定的產品。由于工業上原料的濃度、溫度經常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。滿足經濟上的要求 要節省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，

3、但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。目錄摘 要3第一章 苯-乙苯的精餾塔設計51.1課程設計的目的51.2 設計題目61.3 主要基礎數據61.4 設計方案的確定及工藝流程說明7第二章 工藝計算及主體設備設計.92.1 物料衡算及塔板數的確定92.1.1 全塔物料衡算92.1.2 相對揮發度a的計算102.1.3 平衡線，q線，精餾段操作線，提餾段操作線方程的確定112.1.4 塔板數的計算112.2 塔主體尺寸的計算132.2.1 精餾段的體積流量132.2.2 提餾段的體積流量142.2.3 塔徑的計算142.2.4 塔高的計算162.3

4、塔板結構尺寸的確定162.3.1 堰高hw162.3.2 弓形降液管寬度wd 和面積af172.3.3 降液管底隙高度ho172.3.4 采用f1型閥，重量為33克，孔徑為39mm172.3.5 浮閥數目172.3.6 開孔率18第三章 塔板的流體力學驗算183.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降183.1.1 干板阻力183.1.2 液層阻力h1183.2 漏夜驗算193.3 液泛驗算193.4 霧沫夾帶驗算193.5.1 霧沫夾帶上限203.5.2 液泛線203.5.3 液體負荷上限線:203.5.4 液體負荷下限線:213.6 熱量衡算213.6.1 塔底熱量衡算：（tw=129.5）213.

5、6.2 塔頂熱量衡算213.7 設計結果一覽表22第四章 對設計的評述和有關問題的分析討論234.1 對設計的評述234.3 主要符號說明23參考文獻24致 謝25 第一章 苯-乙苯的精餾塔設計1.1課程設計的目的 課程設計是“化工單元操作”課程的一個總結性教學環節，是培養學生綜合運用本門課程及有關先修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練，在整個教學計劃中它也起著培養學生獨立工作能力的重要作用，通過課程設計就以下幾個方面要求學生加強訓練。1.查閱資料選用公式和搜集數據的能力。2樹立既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經濟上的合理性，并注意到操作時的勞動 條件和環境保護的正確設計思想，在這

6、種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力。3迅速準確的進行工程計算（包括電算）和計算機繪圖的能力。4用簡潔文字清晰表達自己設計思想的能力。1.2 設計題目 一臺分離苯和乙苯雙組分均相混合液常壓(1atm)連續精餾浮閥塔1.3 主要基礎數據 表1.苯和乙苯的物理性質項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓強pa苯ac6h6781180128856833.4乙苯bc8h101061613623485743077飽和蒸汽壓為p*苯和乙苯的飽和蒸汽壓可用antoire方程計算 即p*=a-其中p* 單位為mmhg,t 單位為k 表2.組分abc苯15.90082788.51-52.36乙苯16.0195

7、3279.47-59.95表3.苯和乙苯在某些溫度下的表面張力（mn/m）t/20406080100120140mn/m28.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82 表4.苯和乙苯在某些溫度下的粘度(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

8、苯8774857383668150792576897441l乙苯8677849883188136795277627567表6.液體氣化熱（kj/kg）t/20406080100120140苯43114200407.7394.1379.3363.2345.5乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表7.不同塔徑的板間距塔徑d/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距ht/mm200-300250-350300-450350-600400-6001.4 設計方案的確定及工藝流程說明本方案主要是采用浮閥塔。精餾設備所用的設備及其

9、相互聯系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：1：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。2：效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。 3：流體阻力小：流體通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。4：有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。5：結構簡單，造價低，安裝檢修方便。6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性熱敏性，起泡性等。 浮閥塔的優點是：1 生產

10、能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大20%40%，與篩板塔接近。2 操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3 塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4 氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。5 塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的50%80%，但是比篩板塔高20%30%。6 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼做成，致使浮閥造價昂貴，推

11、廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。流程示意圖： 冷凝器塔頂產品冷卻器苯的儲罐乙苯 回流 原料原料罐原料預熱器精餾塔 回流 再沸器塔底產品冷卻器苯的儲罐乙苯第二章 工藝計算及主體設備設計.2.1 物料衡算及塔板數的確定2.1.1 全塔物料衡算f=d+wfxf=dxd+wxw原料液及塔頂，塔底產品的摩爾分率:苯的摩爾質量:ma=78.11 kg/kmol乙苯的摩爾質量:mb=106.16 kg/kmol原料液及塔頂

12、，塔底產品的平均摩爾質量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原料產品、殘液的摩爾分數因為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 相對揮發度a的計算苯和

13、乙苯在某些溫度t下蒸汽壓pa,pb及所對應的，對于理想溶液=pa/pb表8 txy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.1265.540.6350.90696161.329.95.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.4631252

14、5405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300相對揮發度可取表中x=0(=4.33)和x=1(=6.01)時的的幾何平均值 = =5.1012.1.3 平衡線，q線，精餾段操作線，提餾段操作線方程的確定平衡線方程：y= =q線方程：x=0.559 而rmin=0.410 取r=1.15rmin=1.5精餾段質量流量：液相 l(s)=rd=0.6159.741=5.991kmol/h 氣相 v(s)=l+d=(1+r)d=1.6159.741=15.732kmol/h提餾段

15、質量流量：液相 l=l+qf=5.991+117.670 =23.66 kmol/h 汽相 v=v=15.732kmol/h精餾段操作線方程: y=+=x+=0.3808x+0.614由于提餾段操作線方程y=則提餾段操作線方程為 y=1.504 x-0.01362.1.4 塔板數的計算nmin=應用吉科蘭關聯求理論板數n：x=y=0.75=0.517由=yn=塊先求精餾段的最少理論板數nmin，1nmin，=1=2.627n1= nminn/ nmin=2.62711.75/5.158=5.985故提餾段理論板數n2=n-n1=11.75-5.985=5.765根據表8作t-x-y圖，由xd=

16、0.992 xw=0.027查得塔頂溫度td=82.50c,塔底溫度tw=129.50c,進料溫度tf=94.50c全塔平均溫度tm = =102.20c在溫度tm下查液體黏度共線圖得 苯=0.235mpas 乙苯=0.310mpas因為l=xililf =0.5590.235+(1-0.559)0.310=0.268 mpas全塔液體的平均粘度: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實際塔板數:n1p=5.985/0.4526=13.22 取14塊

17、n2p=5.765/0.4526=12.74 取13塊(含塔釜)故實際塔板數n實=14+13=27 進料板在第14快。2.2 塔主體尺寸的計算由公式=a+bt+ct2+dt3 +et4 其中t單位為k，其中常數為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由此計算得：td=82.5tf=94.5tw=129.5苯密度 /m3813.681794.029754.545乙苯密度 /m3812.821796.517764.0702.2.1 精餾段的體積流

18、量md=78.33kg/mol,查得82.5 苯=813.681kg/mol 乙苯=812.821kg/mol則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 提餾段的體積流量液相平均摩爾質量:mw=105.40kgkmol-1塔底溫度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 塔徑的計算

19、 由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大,為便于制造,取兩端的塔徑相等.由上述計算可得到下述結果: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塔徑 d=由于適宜的空塔氣速 =（0.6-0.8）max, 因此,需先計算出最大允許氣速max. max=c取板間距ht=0

20、.3m , 取清夜層高度hl=60mm 于是得ht-hl=0.3-0.06=0.24mfp=0.0724查化工生產技術下冊圖11-8可得氣相負荷因子c20=0.063 液沫夾帶分率=0.032全塔的平均溫度為102.2，在102.2時液體表面張力 苯（mn/m）=18.0 mn/m乙苯（mn/m）=20.176 mn/m平均液體表面張力經計算當t=102.2時，x苯=0.4879=18.996 mn/m根據公式c=c20(/20)0.5=0.0623故氣速max=c=0.0623=1.0398m/s取=0.7max=0.71.0398=0.7279m/sd= d= =0.488m按標準塔徑圓整

21、為500mm. 塔的截面積at = 實際空塔氣速u=0.136/0.1963=0.693m/s2.2.4 塔高的計算塔高: z=hd+(n-2-s)ht+sht、+hf+hw已知實際塔板數為n=27塊，板間距ht=0.3，由于料液清潔，無須經常清洗，可取每隔7塊板設一個手孔，則手孔數目s為s=-1=2個取手孔兩板之間的間距ht、=0.6m,塔兩端空間上封頭留hd=1.5m,下封頭留hw=1.5m進料處板空間高度hf=0.6m,那么全塔z=1.5+(27-2-2)0.3+20.6+0.6+1.5=11.7m2.3 塔板結構尺寸的確定溢流裝置：選用單溢流弓形降液管，不設進口堰：5.3.1堰長lw:

22、取lw=0.6d=0.60.5=0.32.3.1 堰高hwhw=hl-how采用平直堰堰上液層高度可由how=2.84計算，近似取e=1，可依據how列線圖查出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范圍內，因此符合要求2.3.2 弓形降液管寬度wd 和面積af由lw/d=0.3/0.5=0.6查化工工藝設計手冊上冊圖（1050）得 =0.1100.01m2wm驗算:液體在精餾段降液管內的停留時間=（3600afht）/ls精=

23、（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取底隙內液體流速為uo=0.08ms-1則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型閥，重量為33克，孔徑為39mm2.3.5 浮閥數目浮閥數目 n=4vs/0d02又氣體通過閥孔時的速度uo=f/（v）1/2 uo=5.84 ms-1又f為811，可取f=10 n=19.5 20個2.3.6 開孔率：=第三章 塔板的流體力學驗算3.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）hp=hc+h1+3.1.1 干板阻力 浮閥由部分

24、全開轉為全開臨界速度uoc=5.823m/shc=0.033m3.1.2 液層阻力h1取板上液層充氣程度因素=0.5，則hl=hl=0.50.06=0.03m表面張力引起的阻力（此阻力很小可忽略）則hp=0.033+0.03=0.063m(液柱)單板壓降3.2 漏夜驗算取動能因素f0=5，相應的氣相最小負荷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可見不會產生過液漏夜。3.3 液泛驗算溢流管內的清液層高度hd=hp+hd+hl+ 其中h可忽略hl=0.03m

25、hd=0.2(ls/lwh0)2=0.2hd=0.063+0.0011+0.03=0.0941m為防止液泛，通常hd不大于（ht+hw） 取校正系數=0.5，則有（ht+hw）=0.5（0.3+0.04）=0.17hd故不會產生液泛3.4 霧沫夾帶驗算泛點率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查圖化工工藝設計手冊上冊圖（1069）可知：cf=0.08則f1=59.880可見霧沫夾帶在允許范圍內3.5 操作負荷性能3.5.1 霧沫夾帶上限取泛點率為80代入泛點率計算公式f1=得霧沫夾帶上限方程為v

26、s=0.1890-8.87在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出，列表0.00010.00030.00050.00060.18810.18630.18460.18373.5.2 液泛線由于存在hw+how+hd+hp=(ht+hw) 取=0.5，忽略，代入各相應值化簡后得vs2=0.064-1590.6ls2-1.304ls2/3同樣列表0.00020.00030.00050.00060.0.1970.1830.1640.1563.5.3 液體負荷上限線:lsmax=afht/t停液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s,以t=5計算，則lsmax=0.010.3/5=0.0006m

27、/s3.5.4 液體負荷下限線:取堰上液層高how=0.006m為下限條件，得2.8410-3e(lsmin/lw)2/3=0.06 取e=1即lsmin=0.000137/s 作性能圖如下：操作點（0.0005443，0.136）在正常操作范圍內，由圖查得vsmax=0.149/s vsmin=0.0697/s 故操作彈性為0.149/0.0697=2.143.6 熱量衡算3.6.1 塔底熱量衡算：（tw=129.5）塔底苯蒸汽的摩爾潛熱rv1(kj/kg)=355.6塔底乙苯蒸汽的摩爾潛熱rv2(kj/kg)=341.9所塔底上升蒸汽的摩爾潛熱rv=rv1yw+rv2(1-yw)=355.

28、6*0.027+341.9*（1-0.027）=342.27kj/kg故再沸器熱流量qr(kj/s)=vrv=15.732*7.929*342.27/3600=118.6 kj/kg因為設備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5，且加熱蒸汽潛熱rr(kj/kg)=2177.6故所需蒸汽的質量流量gr(kg/s)=qr/rr=0.057kg/s3.6.2 塔頂熱量衡算：（塔頂td=82.5）塔頂苯蒸汽的摩爾潛熱rv1=379.3kj/kg塔頂乙苯蒸汽的摩爾潛熱rv2=359.3kj/kg所以塔頂上升蒸汽的摩爾潛熱rv(kj/kg)=rv1y1+rv2(1-y1)=379.30.992+359.30.008=

29、379.4 kj/kg故冷凝器的熱流量qc(kj/s)=vrv2=(r+1)drv2=0.1361.615378.9=83.22 kg/s因為水的定壓比熱容cc(kj/kgk)=4.174,冷卻水進口溫度為30，出口溫度為45故所需冷卻水的質量流量gc(kg/s)=83.22/4.174(45-30)=1.329 kg/s3.7 設計結果一覽表 浮閥塔工藝設計計算結果項目數值與說明備注塔徑d,m0.5板間距ht,m0.3塔板型式單流型弓形塔板空塔氣速u，m/s0.693溢流堰長度hw,m0.3板上液層高度hl,m0.06浮閥數n，個20等邊三角形叉排閥孔氣速u0,m/s5.695閥孔動能因素f010孔心距t,m0.08同一橫排孔心距排間距t,m0.08閥孔直徑，m0.039降液管內的清夜高度hd,m0.11溢流堰高度hw,m0.04氣相負荷上限（vs）max0.149氣相負荷下限（vs）min0.0697開孔率12.16操作彈性2.14單降壓板/m0.063液柱降液管面積，m20.01降液管寬，m0.055第四章 對設計的評述和有關問題的分析討論4.1 對設計的評述本設計是一次常規的練習設計，目的在于掌握設計的過程和分析問題的能力，必定有許多不足之處，希望老師多多批評。4.2 對設計的討論在實際的生產中除滿足生產需求外還應注意塔的成本