年产量1万吨甲苯的精馏工艺装置设计 - 图文

I

毕 业 论 文

题目：

学 生： 学 号： 院 （系）： 专 业： 指导教师：

年 月 日

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诚信声明

本人声明：

所呈交的毕业论文《年产量1万吨甲苯的精馏工艺装置设计》是本人在指导老师的指导下，独立研究、认真设计计算的写作成果。没有剽窃、抄袭等违反学术道德、学术规范的侵权行为。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中作了明确的说明并表示了谢意.在本文中所涉及的文献和资料均已注明出处。

本人意识到本声明的法律后果由本人全部承担。

本人签名： 时 间：

年 月

日 III

毕业设计（论文）任务书

设计（论文）题目：年产1万吨甲苯的精馏装置工艺设计

函授站： 专 业：应用化工技术 班 级： 学生姓名： 指导教师（含职称）：

1.设计（论文）的主要任务及目标：

原料：甲苯—乙苯混合物；甲苯生产能力1万吨/年；年开工日330天，连续操作；进料组成：甲苯82% （质量分数，下同）；塔顶采出组成：乙苯 ≤4%，塔釜采出组成：乙苯≥98%；塔顶操作压力：常压；泡点进料；浮阀塔；全塔效率：60%；单板压降、冷却剂与蒸汽自选合适条件。

撰写设计计算书一份，主体设备装配图一张，PID工艺流程图一套。 2.设计（论文）的基本要求和内容：

⑴ 完成塔设备主体部分的物料衡算、热量衡算与主要设备设计计算； ⑵ 画出塔设备的装配图； ⑶ 画出带控制点工艺流程图； 3.主要参考文献：

[1] 碳一化工主要产品生产技术[M] [2] 化工工艺手册[M]，化学工业出版社

[3] 黄路 王保. 国化工设计[M]，化学工业出版社 [4] 胡建生 江会.保化工制图，化学工业出版社 [5] 杨祖荣. 化工原理，高等教育出版社

[6] 冷士良. 化工单元过程及操作，化学工业出版社 [7] 有机化工工厂装备[M]，化学工业出版社 [8] 化工设备设计手册[M]，化学工业出版社 4．进度安排

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1 2 3 4 5 6 7 设计各阶段名称 下达任务书 查找资料明确设计目的及基本要求 编写说明书初稿 设计计算 绘制流程图和主要设备工艺条件图 编写说明书、制作幻灯片 后期修改、整理资料 起止日期 9月15日——9月16日 10月1日——10月9日 10月10日——10月15日 10月16日——11月 日 11月26日——12月2日 12月3日——12月17日 12月18日——12月22日

V

年产量1万吨甲苯的精馏工艺设计

摘 要

本设计的任务是设计用于分离甲苯-乙苯的苯浮阀精馏塔。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器，塔底设置再沸器时为间接加热，这种加热方式适用于各种物系，且被广泛使用。由于本设计设置了再沸器，故采用间接加热。因为苯-甲苯是易于分离的二组分物系，故采用常压精馏。进料热状况选择泡点进料，这样塔内精馏段和提馏段的上升的蒸汽量相等，而且不受季节气候的影响。

浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的。它具有处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强小，使用周期长等特点。确定回流比有图解法和逐板计算法，本设计采用逐板计算法，虽然计算过程较为繁琐，但计算精度较高。

理论板确定后，计算实际板数，再设计塔和塔板中所有的参数，初选塔板间距并计算塔径，这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的。浮阀塔的开孔率设计中要满足一定的要求，即要确定合适的浮阀数，浮阀的孔径是由所选浮阀的型号确定的，浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定，这只是计算的理论浮阀数，实际的要通过作塔板布置图确定，如果布置图中的浮阀数不符合开孔率和阀孔气速，就要重新布置直至满足要求，阀孔的排列采用等腰三角形叉排。

最后是塔板负荷性能图中雾沫夹带上限线、液泛线、漏液线、液相负荷下限线的计算以及确定塔体结构。

关键词：精馏塔, 浮阀 ,泡点进料

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An annual production capacity of 10000 tons of toluene-the

distillation process design analyses

ABSTRAC

This design task is to design for the separation of benzene toluene-ethylbenzene float valve of the column. Distillation is a multi-stage separation process, that is also part of many times and part of the process of vaporization condensation. Distillation column, raw materials including device preheater, distillation kettle (reboiler), condenser, kettle liquid cooler and cooler equipment products. Heat from the tower kettle input, and the material in the tower of classics for many times condensation distillation separation, the condenser and cooler by the cooling medium will waste heat away.

According to the heating way to decide whether the bottom and set reboiler, bottom set reboiler is the indirect heating, the heating methods applicable to all kinds of things is, and has been widely used. Because this design set the reboiler, so by indirect heating. Because the benzene-toluene is easy to separate two components of things, so the atmospheric distillation. Feeding hot conditions choice bubble point feeding, so the tower in rectifying section and ask for the rise of the fractions steam content in equal, and don't get season the influence of climate.

Float valve tower in blister tower is developed on the basis of. It has a handling capacity, operating flexibility, high efficiency tower board, pressure is small, use cycle is long, etc. Determine the reflux ratio have graphic method and driven plate calculation method, this design USES the driven plate calculation method, although the calculation process more complicated, but the calculation precision.

Theory board is determined, the actual number of board, then design tower and the tower of the plate all the parameters, primaries tower and calculate the distance between plate tower diameter, these data are based on the calculation of rectifying section of data is based on. Float valve opening rate of the tower in the design to meet the requirements of the certain, that is, to determine the right number of float valve, float valves diameter is selected by the float valve model certain, float valve number rise through the hole, steam content in gas velocity and aperture sure, this is just a calculation theory float valve number, the actual will be determined by tower board layout, if the number is not float valve arrangement in

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conjunction hole rate and the hole gas velocity, will decorate afresh to meet the requirements, the hole by the arrangement of an isosceles triangle fork row.

The last is tower plate load performance figure smuggled with foam fog in line, the liquid limit line, the liquid leakage line, the lower the calculation of liquid phase load line and make sure tower body structure.

Keywords: distillation column, float valve, into the bubble point

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目 录

摘 要 .................................................................... V ABSTRAC ................................................................. VI 1 绪论 ................................................................. 1 1.1 设计背景 ........................................................... 1 1.2 甲苯的性质及用途 .................................................... 1 1.2.1甲苯的物理性质 .................................................. 1 1.2.2甲苯的化学性质 .................................................. 1 1.2.3甲苯的用途 ...................................................... 2 1.3．苯的国内外现状..................................................... 2 1.3.1.国内现状 ........................................................ 2 1.3.2国外情况 ........................................................ 3 1.4．精馏原理........................................................... 4 1.5．主要设备........................................................... 4 1.5.1.浮阀塔 .......................................................... 5 1.5.2再沸器 .......................................................... 5 1.5.3冷凝器 .......................................................... 5 1.6.操作条件............................................................ 5 1.6.1操作条件的确定 .................................................. 5 1.6.2 操作压力 ........................................................ 6 1.6.3 加料方式. ....................................................... 6 1.6.4 进料状态. ....................................................... 6 1.6.5 冷凝方式. ....................................................... 6 1.6.6 加热方式. ....................................................... 7 1.6.7 热能的利用 ...................................................... 7 1.6.8确定设计方案的原则 .............................................. 7 1.7．目前的生产方法..................................................... 8 1.8．流程说明........................................................... 8 1.9．问题研究........................................................... 8

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2 工艺计算 ............................................................ 10 2.2 塔的物料衡算 ....................................................... 10 2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。 ............................. 10 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ........................... 10 2.3 塔板数的确定 ....................................................... 11 2.3.1理论板层数NT的求取 ............................................. 11 2.3.2相平衡线方程的确定 ............................................. 13 2.3.3实际板层数的求取 ............................................... 15 2．4热量衡算 .......................................................... 15 2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ................................... 17 2.5.1操作压力的计算 ................................................. 17 2.5.2操作温度计算 ................................................... 17 2.5.3 平均摩尔质量计算 .............................................. 17 2.5.4平均密度计算 ................................................... 18 2.5.5液体平均表面张力的计算 ......................................... 19 2.5.6液体平均黏度计算 ............................................... 20 2.6塔体工艺尺寸计算 ................................................... 21 2.6.1精馏段的气、液相体积流率为 ..................................... 21 2.6.2精馏塔有效高度的计算 ........................................... 23 2.6.3塔高的计算 ..................................................... 24 2.7 塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................. 24 2.7.1溢流装置的计算 ................................................. 24 2.7.2 塔板布置 ....................................................... 26 2.8 浮阀塔的流体力学验算 .............................................. 28 2.8.1 塔板压降 ....................................................... 28 2.8.2淹塔 ........................................................... 30 2.8.3雾沫夹带 ....................................................... 30 2.9塔板负荷性能图 ..................................................... 32 2.9.1雾沫夹带线 ..................................................... 32 2.9.2液泛线 ......................................................... 33 2.9.3液相负荷上限线 ................................................. 34

X

2.9.4漏液线对于重阀（为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷） ......... 34 2.9.5液相负荷下限线 ................................................. 35 2.9.6塔的操作弹性 ................................................... 35 3塔体结构 ............................................................... 37 3.1塔顶空间 ........................................................... 37 3.2人孔 ............................................................... 37 3.3塔高 ............................................................... 37 4 辅助设备 ........................................................... 38 4.1 管道规格 ........................................................... 38 4.1.1 原料管: ........................................................ 38 4.1.2 塔出料管： ..................................................... 38 4.1.3塔顶回流管 ..................................................... 38 4.1.4 塔釜出料管 .................................................... 38 4.2 储槽（原料罐） ..................................................... 39 4.3 选泵（进料泵） .................................................... 39 4.4 所设计浮阀塔的主要结果总汇表 ....................................... 41 5 结论与讨论 ............................................................ 43 5.1结论 ............................................................... 43 5.2方案讨论 ........................................................... 43 5.2.1 关于节能型方案的选择 ........................................... 43 5.2.2 关于操作条件优化节能 ........................................... 43 5.2.3 关于强制回流的讨论 ............................................. 43 5.2.4 关于负荷性图的讨论 ............................................ 43 5.2.5 关于换热器的选择 .............................................. 44 参 考 文 献 ............................................................. 45 致 谢 ................................................................... 46 符号说明 ................................................................ 47 附 录 ................................................................... 49

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 1

1 绪论

1.1 设计背景

一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液

体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响汽液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏（包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏）。若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。精馏就是利用物质中各组分沸点的不同，用连续或间隙精馏设备把各组分一一分离开来!根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节不同温度，达到分离提纯的目的。

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型.精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

1.2 甲苯的性质及用途

1.2.1甲苯的物理性质

甲苯(Toluene）是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866 g／cm³，对光有很强的折射作用（折射率：1.4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa·s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。 1.2.2甲苯的化学性质

甲苯，（分子式：C7H8）系苯的同系物，亦名“甲基苯”、“苯基甲烷”，是一种

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 2

无色，带特殊芳香味的易挥发液体。 甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。它的很多性质与苯很相像，具有类 似苯的芳香气味，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用。甲苯几乎不溶于水(0.52g/l)，但可以和二硫化碳 ，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。蒸气和空气形成爆炸 性混合物，爆炸极限1.2～7.0％（体积）。如甲苯溶解溴后，在光照条件下，甲基上的氢原子被溴原子取代（与甲烷 相似）而在铁作催化剂条件下，苯基上的氢原子被溴原子取代（与苯相似）；但甲苯分子中存在着甲基和苯基的相互 影响，使得甲苯又具有不同于苯和甲烷的性质，如苯环上的取代反应（卤化、硝化等），甲苯比苯容易进行，甲苯分 子中的甲基可以被酸性高锰酸钾溶液氧化。

甲苯容易发生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上 很好的溶剂；它可以萃取溴水中的溴，但不能和溴水反应；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯。

1.2.3甲苯的用途

甲苯是有机化合物，属芳香烃，分子式为C6H5CH3。在常温下呈液体状，无色、易燃。它的沸点为110．8℃，凝固点为－95℃，密度为0．866克／厘米3。甲苯温度计正是利用了它的凝固点比水很低，可以在高寒地区使用；而它的沸点又比水的沸点高，可以测110．8℃以下的温度。因此从测温范围来看，它优于水银温度计和酒精温度计。另外甲苯比较便宜，故甲苯温度计比水银温度计也便宜。

甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶剂中。甲苯容易发生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它们都是工业上很好的溶剂；它还容易硝化，生成对硝基甲苯或邻硝基甲苯，它们都是染料的原料；它还容易磺化，生成邻甲苯磺酸或对甲苯磺酸，它们是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽与空气混合形成爆炸性物质，因此它可以制造梯思梯炸药。甲苯与苯的性质很相似，是工业上应用很广的原料。但其蒸汽有毒，可以通过呼吸道对人体造成危害，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。

1.3．苯的国内外现状

1.3.1.国内现状

2008年我国甲苯表观消费量为219.6万t，主要集中在制苯、二甲苯和溶剂等领域。未来几年，由于国内对二甲苯生产将快速增长，甲苯歧化制成纯苯、对二甲苯以及深加

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 3

工制得甲苯二异氰酸酯的精细化产业链是当前国内甲苯消费的新增热点，符合国内未来经济结构调整思路，甲苯作为歧化原料的消费会增加；丙酮、环己酮、甲乙酮、醋酸酯类等非芳烃溶剂将逐渐替代作为溶剂的甲苯，甲苯在溶剂领域的消费量将逐渐下降。鉴于以上原因，预计到2012年国内甲苯年需求量将达到250万t左右，届时国内甲苯将处于供过于求的局面。

近几年，随着我国大型石油化工装置的相继投产和对二甲苯需求的增长，甲苯的生产能力快速增长。2007年国内甲苯的生产能力和产量分别为343.5万t／a及289.6万t，甲苯市场自给率已上升到82.6%。国内甲苯的生产能力主要集中在中国石化和中国石油两大公司，占国内甲苯总生产能力的95.1%。2008年我国新增甲苯生产能力约50万t／a左右，总生产能力达到398.6万t／a。新增产能主要来自金陵石化的20万t／a甲苯生产装置和宁波中金集团公司的18.6万t／a的甲苯生产装置、山西煤化工有限公司新建3.3万t／a甲苯生产装置等。 1.3.2国外情况

2008年世界石油甲苯生产能力约为2846.0万t／a，平均开工率为74%。从产能分布看，亚洲甲苯生产能力位居世界第一，占世界甲苯总产能的47.6%；其次是北美，占25.6%；西欧、中东欧、中东所占比例较少，各占11.2%、5.9%、6.0%。从2002-2008年世界各地区甲苯产能的增长率来看，亚洲地区甲苯产能年均增长率最快，为6.1%，远远大于世界年均增长率(世界年均增长率为2.9%)；其他地区的增长率都低于世界平均增长率，东欧为1.7%，中东为1.5%，南美、西欧各为0.7%和0.4%，北美、非洲、大洋洲均未增长。

2002-2008年，世界范围内各地区甲苯生产商的开工率为66%-76%，保持较高水平，供应充足，市场需求较旺，市场供需基本平衡。2008年世界石油甲苯消费量为2062.9万t，其中，亚洲甲苯消费量最多为1090.3万t，占世界甲苯总消费量的52.9%；其次是北美地区，甲苯消费量为591.6万t，占世界甲苯总消费量的8.3%。2002-2008年世界平均甲苯产量增长率为5.9%，其中亚洲的增长率最快为8.1%，其次是中东地区为6.2%。

预计2008-2012年，世界甲苯下游产品的需求增长比较快，纯苯的需求增长率为3.7%、己内酰胺的需求增长率为6.9%、TDI的需求增长率为6.8%。据上述甲苯下游产品的需求估算，世界甲苯需求增长率为1%-2%，到2012年世界甲苯年需求量将达到2224.2万t。其中，中东的甲苯需求增长率最快为5.1%，需求量为140.2万t；亚洲甲苯需求

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增长率为3.9%，需求量为1204.4万t，亚洲仍是需求量最大的地区

1.4．精馏原理

化工生产过程中需要进行液体混合物的分离达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，精馏是其中最常用的一种。

精馏过程的实质就是利用混合物中各组分挥发度的不同，及在同一温度下各组分蒸汽压的不同这一性质，是液相中的轻组分转移到汽相中，而汽相中的重组分转移到液相中，从而实现精馏的目的。各液 体的挥发度能力不同，因此液体混合物挥发后所生成的蒸汽组成与原来液体的组成是有差别的，蒸馏酒是借液体混合物中各组分挥发性的差异而惊醒分离的一种操作。

精馏在化工，炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程是在能量计的驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相挥发度不同，是挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分向液相转移。实现原料混合物组分分离该过程是同时进行传质传热的过程。

1.5 主要设备

塔设备是化工、石油化工、炼油化工和炼油等生产中重要的设备之一，它可以使

汽-汽或液-液相紧密接触，达到相际传热及船只的目的。塔设备中常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要传质过程的塔设备，首先必须使汽（气）液两相能充分接触，已获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1.生产能力大；2.操作稳定，弹性大；3.流体流动阻力小；4.结构简单，材料耗用少，制造和安装容易；5.耐磨蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

因为板式塔处理量大，效率高，清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。 工业上常见的几种板式塔机器优点：

Ⅰ．浮法塔：在塔板开孔上方安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对抗腐蚀性能要求高。

Ⅱ．筛板塔：结构简单，造价低廉，筛板塔压降小，液面落差小，生产能力及塔板效率都比泡罩塔高，故应用广泛。

Ⅲ．泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于气管道高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量传质界面。但泡罩塔版结构复杂，成本高，安装检修不方便，生产能力小。

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 5

1.5.1 浮阀塔 (1)优点：

1、浮阀塔可以根据气速大小自由升降、关闭或开启。当气速变化时开启大小可以自动调节，因此它的操作“弹性”大,适于生产量波动和变化情况。 2、浮阀塔生产能力较大，比泡罩塔高20%～40%，与筛板塔相近。 3、气液两相接触充分，因此塔板效率较高，一般比泡罩塔高15%左右。

4、气体沿阀片周边上升时只经过一次收缩、转弯和膨胀，因此比泡罩塔的塔板压力降小。

5、浮阀塔与泡罩塔相比结构较简单，制造容易，检修方便，因此制造费用仅是泡罩塔的60%～80%。 (2)缺点：

因为阀片活动，在生产过程中有可能松脱或被卡住，造成阀孔处的气液通过状况失常，为了避免阀片生锈后与塔板粘连以盖到阀孔而不能浮动，浮阀及塔板都用不锈钢制成。但是，对于较粘性蔽体或液体中有固体颗粒介质都不宜采用浮阀塔，因为这类介质易将阀片粘住或使阀片被架起导致阀孔盖不上。 1.5.2再沸器

优点：结构简单、坚固。取材范围广，处理能力大，适应性强，操作弹性较大，尤其在高温、高压和大型装置中使用更为普遍。

作用：将塔内最下面的一块塔板流下的液体进行加热，使其中一部分液体发生汽化变成蒸汽而重新回流入塔以提供塔内上升的气流，从而保证塔内板上气液两相的稳定传质。 1.5.3冷凝器

作用：将塔顶上升的蒸汽进行冷凝使其成为液体，之后将一部分冷凝液从塔顶回流进塔内以提供塔内下降的液流，使其与上升气流进行逆流传质接触。

1.6.操作条件

1.6.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指

标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、加料方式、进料热状态、塔顶蒸

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汽的冷凝方式、加热方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 1.6.2 操作压力

蒸馏操作通常在常压、加压和减压下进行。一般情况，打都采用常压蒸馏，对于沸点较高且又是热敏性的混合液，则可采用减压蒸馏。对于沸点低的混合物系，常压、常温下呈气态，或者常压下沸点甚低、冷凝较困难者，则采用加压蒸馏确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。本设计在常压下进行。 1.6.3 加料方式.

加料分两种方式：泵加料和高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制加料方式，泵加料易受温度影响，流速忽大忽小，流量也不太稳定，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔费用。本设计进料可选用泵加料，泵和自动装置配合控制。 1.6.4 进料状态.

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五中状态。

1）冷液体进料(q>1)原料液温度低于泡点的冷液体。

2）饱和液体进料(q=1)原料液温度为泡点的饱和液体，又称泡点进料。 3）汽-液混合物进料(q为0~1)原料温度介于泡点和露点之间的汽-液混合物。 4）泡点蒸气进料(q=0)原料温度为露点的饱和蒸气，又称露点进料。 5）热蒸气进料(q<0))原料温度高于露点的过热蒸气。

一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度较大，所以采用泡点进料。 1.6.5 冷凝方式.

选用全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高无须再冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全冷凝回流方式。

本设计采用强制回流，这样便于控制回流比。此时回流多为冷回流。但我们常常忽

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略其热损失，将其近似为泡点回流。 1.6.6 加热方式.

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热。设置再沸器，有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应越低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。本设计采用列管式换热器作为再沸器进行间接加热，加热介质多采用水蒸气，因为其安全并易于调节。 1.6.7 热能的利用

精馏过程是组分多次汽化和多次冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理利用精馏本身的热能是十分重要的。

选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要措施。

若不计进料、溜出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近视等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝液去加热能级低的一些物料，可以将塔顶蒸汽冷凝液潜热及釜液产品的余热充分利用。

此外，通过精馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 1.6.8确定设计方案的原则

确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进，经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。 为此必须考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 8

安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采相应的措施。 (2) 满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。

(3) 保证安全生产

1.7．目前的生产方法

苯的生产方法有多种，其中来自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化占6%，另外还有5%来自焦化工艺。甲苯的主要来源是催化重整和裂解汽油，其中催化重整占世界甲苯产量的71%。

1.8．流程说明

首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。

1.9．问题研究

本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 9

设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 10

2 工艺计算

2.1 原始数据

表2-1 原始数据

物料名称 苯 甲苯 进料组分（质量分数） 82% 18% 塔顶组分（质量分数） 96% 4% 塔釜组分（质量分数） 2% 98% 2.2 塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。

表2-2 甲苯-乙苯的摩尔质量

物料名称 甲苯 乙苯 分子式 摩尔质量?kg/kmol? 92.14 106.17 C7H8 C8H10 x=?甲苯/M甲苯?甲苯/M甲苯+?乙苯/M乙苯

物料液

xF?82/92.14?0.840082/92.14?18/106.17 96/92.14?0.965196/92.14?4/106.17 2/92.14?0.02302/92.14?98/106.17

塔顶

xD?xW?塔釜

2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M?x?M甲苯?(1?x)?M乙苯

MF?0.840?092.?8400?106.17?13?1?0.? 3848kg/kmol94. MD?0.9651?92.14??1?0.9659??106.17?92.6296kg/kmol MW?0.0230?92.14??1?0.0230??106.17?105.8473kg/kmol

2.2.3物料衡算

对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算，可求得

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 11

进料流量及塔釜流量

71.0万吨?1.0?10Kg，开工时间为330天，则 已知产量为

1?107?13.6309kmol/h 塔顶采出量 D?330?24?92.6296总物料衡算 F?D?W （2-1）

苯物料衡 F?xF?D?xD?W?xW （2-2） 即 F=13.6909+W 0.8400F?13.6309?0.9651?0.0230W

由式解得 F?15.7180kmol/h W=2.0871Kmol/h

2.3 塔板数的确定

2.3.1理论板层数NT的求取 2.3.1.1温度

由内差法计算出进料、塔顶、塔底的温度

表2-3 甲苯与乙苯的Antoine参数

甲苯 乙苯 用安托尼方程

A 16．0173 16．0195 lnp0?A?B 3096．25 3279．49 C -53。67 -59。95 BC?T （2-3）

由ln760?16.0173?由ln760?16.0195?3096.52 解得TA?383.6487

?53.67?TA3279.47 解得TB?409.3427

?53.67?TB在TA?TB之间取六段数据列表如下:

表2-4 甲苯、乙苯的饱和蒸汽压、温度及挥发度的关系

T/K 383 387 391 396 401 405 409 PA0 PB0 α 767.6087 853.1405 932.4376 1066.2271 1215.0230 1344.2508 1484.4640 353.5106 400.2435 451.7966 523.5460 604.0735 675.3069 753.0104 2.1714 2.0866 2.0683 2.0105 2.0021 1.9906 1.9710 陕西科技大学毕业论文（设计说明书） x 1.0 0.9651 0.7106 0.6452 0.5112 0.3265 y 1.0 0.9827 0.8337 0.7878 0.6720 0.4974 将T??383.6487,409.3427?取七段，则

T?T1x?x1T?x 2?T1x2?1塔顶温度 xD?0.96 5 1

得 TD?387K?1℃14 塔釡温度 xW?0.02 3 0

列内差法

TW?405409?405?0.0230?0.32560?0.3256 得 TW?408.71K7?4 xF?0.84 00列内差法

TF?3810.8400?391?381?0.96510.8377?0.9651 得 TF?390.80K8?2结果如下 TF?117.80℃8 2 TD?114 ℃ TW?135.7174℃用安托尼方程 lnpx? A?BC?T计算， (A?B得p0?eC?(273.15?K)) 故 进料 P0F甲苯?e(16.0173-3096.52(273?117.8082)?53.67)?927.5808mmHg P0F乙苯?e（16.0195?3297.47(273?117.8082)?59.95)?449.2095mmHg

同理得 塔顶

P0(16.0173-3096.52(273?114)?53.67)D甲苯?e?835.1799mmHg

P0?e（16.0195?3297.47(273?114)?59.95)D乙苯?400.2459mmHg (16.0173-3096.52?53.67) 塔釜 P0W甲苯?e(273?135.7174)?1474.2032mmHg

P0（16.0195?3297.47(273?135.7174)?59.95)W乙苯?e?754.5841mmHg

2.3.1.2计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度

12

0 0 135.℃ 7117.℃ 8（2-4）

（2-5）

10 年产1万吨甲苯的精馏装置设计 13

?F??PF甲苯PF?乙苯?927.5808?2.0649449.2095 （2-6）

?D?PD?甲苯PD?乙苯?835.1977?2.0942

400.2459?W? 所以全塔相对挥发度

?PW甲苯?PW乙苯?1474.2032?1.9537

754.5841?m??D??W?2.0942?1.9537?2.0227 （2-7）

2.3.2相平衡线方程的确定

因为是泡点进料 即 xq?XF?0.8400 q?1 由相平衡方程式得 yq??m?xq2.0227?0.8400??0.9139

1?(?m?1)?xq1?(2.0227?1)?0.8400XD?yqyq?xq?0.9651?0.9139 ?0.6928 （2-8）

0.9139?0.8400 由式

Rmin? 取回流比

R??1.1,2.0? Rmin R?1.5Rmin?1.5?0.6928?1.0392 （2-9）

（3）求精馏塔的汽液相负荷

L?R?D?1.0392?13.6309?14.1652kmol/h （2-10）

（2-11） V??R?1??D??1.0392?1??13.6309?27.7961koml/h

L'?L?q?F=14.1652?1?15.7180?29.8832koml/h （2-12）

V'?V?27.7961kmol/h （2-13）

故 精馏段方程为

yn?1?XR1.03920.8400?xn?D?xn??0.5096xn?0.4733 （2-14） R?1R?11.0392?11.0932?1 提馏段

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） yL'W?XW29.88322.0871m?1?L'?W?xL'?W29.8832?2.0871x?0.0230m??m?29.8832?2.0871 即 ym?1?1.0751xm?0.0017

精馏塔属连续精馏，可采用逐板计算法求取理论塔板层数。 逐板法求理论板层数 精馏段

相平衡方程式 y??m?x2.0227x1?(?? m?1)?x1?(2.0227?1)x 即 x?y2.0227?1.0227y

与精馏段操作线方程yn?1?0.5096xn?0.4733计算 计算过程略，结果如下：

y1?xD?0.9651 x1?0.9318 y2?0.9481 x2?0.9003 y3?0.9320 x3?0.8714

y4?0.9174 x4?0.8459 y5?0.9044 x5?0.8238

因为x5?0.8238?xF?0.8400 所以第5层理论板为进料板 则此精馏段理论板层数为4层

提馏段 xW?0.0230 x5?0.8238 用相平衡方程x?y2.0227?1.0227y

与提馏段方程ym?1?1.0751xm?0.0017计算过程略，结果如下：

y6?0.8840 x6?0.7903 y7?0.8426 x7?0.7258

14

（2-15）

（2-16） 年产1万吨甲苯的精馏装置设计 15

y8?0.7786 x8?0.6349

y9?0.6809 x9?0.5137 y10?0.5506 x10?0.3772 y11?0.4038 x11?0.2508 y12?0.2679 x12?0.1532 y13?0.1630 x13?0.0878 y14?0.0927 x14?0.0481 y15?0.0500 x15?0.0254 y16?0.0256 x16?0.0128

因为y14?0.0128?xw?0.0230

所以提馏段理论板层数为11层

故 总理论板层数N?4?11?15（不包括再沸器）

2.3.3实际板层数的求取

取ET?0.60

故实际板层NP?NT/ET （2-17）

N精?4/0.60?7

N提?11/0.60?19

2．4热量衡算

（1）塔顶、塔底汽化潜热的计算

甲苯乙苯的塔顶、塔底温度分别为

TD?114℃， TW?135.7174℃

查甲苯乙苯汽化潜热图得，

TD?114℃， ?甲苯?32992.7357KJ/kmol ?乙苯?38745.1065KJ/kmol

TW?135.7174℃ ?甲苯?31616.7350KJ/kmol ?乙苯?35907.8875KJ/kmol

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 16

则 ?顶??甲苯XD??乙苯(1?XD) (2-64)

?32992.7357?0.9651?38745.1065?(1?0.9651)

?33193.4934KJ/kmol

?底=?甲苯XW??乙苯(1?XW) (2-65) =31616.735?0.0230?35907.8875?(1?0.0230)

?35809.1910KJ/kmol

（2）对精馏段（塔顶冷凝器）

Q?V???W水?C?pC(t2?t1) 冷却水的消耗量为 W?顶水?V?C?p?27.7961?33193.4934?22104.6876KJ/Kmol (2-19)

C?(t2?t1)4.174?(40?30)（3） 对提馏段（再沸器）

?2258.4KJ/kg加?1/18kmol/kg?40651.2KJ/kmol

Q??V?????QL?V加??加 VV'??'?V??'???加=?=V??加? 加 VV??底27.7961?35809.1910加?0.95?0.95?40651.2?25.7740 加（4）热蒸汽消耗量

Q?V加??加?25.7740?40651.2?1047743.0040KJ/kmol （5）再沸器（选用卧式D型管换热器）

蒸汽选择146℃的水蒸气，K?3610KJ/(m3?h)

?tm??t1??t2?146?136?10℃

A?Q?1047743.0040?29.0234m3k?t m3610?10选用型号BIU400?1.6?37?225?4Ⅱ (2-18)

(2-21)

(2-22)

(2-20)

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 17

2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.5.1操作压力的计算

操作压力：常压 101.33kpa 单板压降： ?0.7kpa

进料板压力：

PF?101.33?0.7?9?1??1O8.3312kpa （2-23）

.33?0.729?121.63kpa （2-24）W?101 塔釜压力：P

故 精馏段平均操作压力为：

Pm?101.33?108.3312?104.83kpa

2 提留段平均操作压力为： Pm?2.5.2操作温度计算

前面已用泡点温度通过内插法计算出泡点温度， 进料板温度 TF?117.8082℃ 塔顶温度 TD?114℃ 塔底温度 TW?135.7174℃

TD?TF114?117.8082??115.9041℃ 22T?TF135.7174?117.8082??126.7628℃ 提馏段平均温度：Tm?W22101.33?121.63?111.48kpa

2故 精馏段平均温度：Tm?2.5.3 平均摩尔质量计算

（1）塔顶摩尔质量计算

由逐板计算理论塔板数得 xD?y1?0.9651 x1?0.9318

则 MVDM?0.9651?93.14??1?0.9651??106.17?92.6296kg/kmol MLDM?0.9318?92.14??1?0.9318??106.17?93.0968kg/kmol

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 18

（2）进料板平均摩尔质量的计算

由yF?0.9139 xF?0.8400

则 MVFM?0.9139?92.14??1?0.9139??106.17?93.3480kg/kmol MLFM?0.8400?92.14??1?0.8400??106.17?93.3480kg/kmol

（3）塔底平均摩尔质量计算

由xW?0.0230 yW?0.0455

MVWM?0.0455?92.13??1?0.0455??106.17?105.5316 kg/kmolMLWM?0.0230?92.13??1?0.0230??106.17?105.8473 kg/kmol 提馏段进料板平均摩尔质量与精馏段进料板平均摩尔质量相同 故 精馏段平均摩尔质量

MVM?(MVDM?MVFM)/2???92.6296?93.3480?/2?92.9888 kg/kmol MLM?(MLDM?MLFM)/2??93.0968?94.3848?/2?93.7408kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

MVM?(MVWM?MVFM)/2??93.3480?105.5316?/2?99.4398kg/kmol MLM?(MLWM?MLFM)/2??94.3848?105.8473?/2?100.1161kg/kmol

2.5.4平均密度计算

(1)气相平均密度计算

?vm? 由理想气体状态方程 故 精馏段

Pm?MVMR?Tm计算 （2-25）

PmMvm103.7250?92.9888??2.9831Kg/m3 RTm8.314?(273?115.9041)PmMvm115.5250?99.4398??3.4564Kg/m3 RTm8.314?(273?126.7628)?vm? 提馏段

?vm?(2)液相平均密度计算

液相平均密度用式

1/?Lm??ai/?i计算 （2-26）

3 ?乙苯?-0.92517T?889.84(Kg/m) ?甲苯?-1.02457T+892.00（Kg/m3）

1?m?a甲苯?甲苯?a乙苯?乙苯?a表示质量分数?

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 19

塔顶液相平均密度的计算，TD?114℃得

?D甲苯??1.0245?114?892.00?775.2070kg/m3

?D乙苯=-0.9521?114+889.84=781.3006kg/m3

?LDM?1?775.4489kg/m3

0.9651/775.2070?(1?0.9651)/781.3006精馏段进料板液相密度 当TF?117.8082℃时计算得

?F甲苯??1.0245?117.8082?892.00?771.3055kg/m3 ?F乙苯=-0.9521?117.8082+889.84=777.6784kg/m3

?LFM?1?772.4443Kg/m3

0.82/771.3055?(1?0.8200)/777.6749 塔底液相平均密度的计算，TW?135.7174℃ 计算得：， ?W甲苯??1.0245?135.7174?892.00?752.9575kg/m3

?W乙苯=-0.9521?135.7174+889.84=760.6235kg/m3

?LWM?1?760.4687Kg/m3

0.0230/752.9575?(1?0.0230)/760.6235提馏段进料板平均液相密度与精馏段进料板平均液相密度相同 故 精馏段液相平均密度为 ?LM??LDM??LFM2??775.4489?772.4443?/2?773.9466Kg/m3

提馏段液相平均密度为 ?LM??LWM??LFM2??772.4443?760.4687?/2?766.4565 Kg/m3

2.5.5液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力用式?甲??xi??i计算，

塔顶液相平均表面张力的计算。

?甲苯?-0.10537T+30.0950（Kg/m3） ?乙苯?-0.1016T?31.0460(Kg/m)

当TD?114℃，计算得

3陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 20

?D甲苯?-0.10537?114+30.0950=18.0908（Kg/m3）

?D乙苯?-0.1016?114?31.0460?19.4636(Kg/m3)

则 ?LDM?0.9318?18.0908??1?0.9318??19.4636?18.1844mN/m 精馏段进料板液相平均表面张力的计算

当TF?117.8082℃时，计算得

?F甲苯?-0.10537?117.8082+30.0950=17.6898（Kg/m3）

?F乙苯?-0.1016?117.8082?31.0460?19.0767(Kg/m3)

?LFM?0.8400?17.6896??1?0.8400??19.0767?17.9117mN/m

塔底液相平均表面张力的计算。

当，TW?135.7174℃计算得

?W甲苯?-0.10537?135.7174+30.0950=15.8040（Kg/m3）

?W乙苯?-0.1016?135.7174?31.0460?17.2571Kg/m3?LWM?0.0230?15.8040??1?0.0230??17.2571?17.2237mN/m

故 精馏段液相表面张力为

?LM?(?LDM??LFM)/2??18.1844?17.9117?/2?18.0481mN/m

提馏段液相表面张力为

?LM?(?LWM??LFM)/2??17.9177?17.2237?/2?17.5677mN/m 2.5.6液体平均黏度计算

液相平均粘度用式

lg?Lm??xi?lg?i计算 （2-27）

?52 ?甲苯?1.2?10T?0.00467T+0.6010(mPa?s)

?乙苯?1.4?10?5T2?0.0053T+0.6896(mPa?s)

塔顶液相平均黏度的计算，当TD?114℃计算得， ?52 ?D甲苯?1.2?10?114?0.00467?114+0.6010=0.2326mPa?s

?D乙苯?1.4?10?5?1142?0.0053?114+0.68960.2673mPa?slg?LDm?0.9651?lg?0.2326??(1?0.9651)?lg?0.2673?

解出?LDm?0.2348mPa?s

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 21

精馏段进料板液相平均黏度的计算

当TF?117.8082℃ ，计算得

?F甲苯?1.2?10?5?117.80822?0.00467?117.8082+0.6010=0.2256mPa?s

?F乙苯?1.4?10?5?117.80822?0.0053?117.8082+0.6896=0.2596mPa?s

lg?LFM?0.8400?lg(0.2256)??1?0.8400??lg?0.2596?

解出?LFm?0.2307mPa?s

塔底液相黏度的计算

当TW?135.7174℃ 计算得

?W甲苯?1.2?10?5?135.71742?0.00467?135.7174+0.6010=0.1977mPa?s??5W乙苯?1.4?10?135.71742?0.0053?135.7174+0.6896=0.2282mPa?slg?LWM?0.0230?lg?0.1977??(1?0.0230)?lg?0.2282?

解出?LFm?0.2275mPa?s

提馏段进料板液相平均黏度与精馏段液相平均黏度相同 故 精馏段液相平均黏度为

?LM??0.2348?0.2307?2?0.2328mPa?s

提馏段液相平均黏度为

?LM??0.2307?0.2275?2?0.2291mPa?s

2.6塔体工艺尺寸计算

2.6.1精馏段的气、液相体积流率为

精馏段的气、液相体积流率为

V?MVMS?V3600??27.7961?92.98883600?2.9831?0.2407m3/s VMVh?3600?Vs?3600?0.2407?866.52m3/h

LL?MLMS?3600??14.1652?93.7408?0.0005m3/s LM3600?773.9466Lh?3600?Vs?3600?0.0005?1.8m3/h

提馏段的气、液相体积流率为

VV??MVMS?3600??27.7961?99.4398?0.2221m3/s

vm3600?3.45642-28）

2-29）

（（陕西科技大学毕业论文（设计说明书） Vh?3600?Vs?3600?0.2221?799.5600m3/h LL??MLM3S?3600??29.8832?100.1161766.4565?0.0011m/s

LM3600?Lh?3600?Vs?3600?0.0011?3.96m3/h

u??Vmax?C??L由

?V 0.2C?C???式中C由式20??20?? 计算，其中C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为，L1/21h????2V?Vh????0.00050.2407??L??773.9466??2.9831???0.0335 取板间距HT?0.45m板上液层高度hL?0.05m 则HT?hL?0.45?0.05?0.40m

0.2查图的，C?18.0481?20?0.0850 C?0.0850???20???0.0833

umax?0.0833?773.9466?2.98312.9831?1.3665m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u?0.7umax?0.7?1.3665?0.9566m/s D?4VS??u?4?0.24073.14?0.9566?0.5660m 按标准塔径圆整后为D?0.80m

?2塔截面积为 AT??4?D2?4?0.80?0.5027m2 uVS实?实际空塔气速为

A?0.2407?0.4788m/sT0.5027 u实u?0.47881.3665?0.3504?0.7

mas22

2-30）

2-31） 2-32） 2-33）

2-34）

2-35）

（（

（

（（（

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 则在安全范围内，符合设计要求 0.2提馏段 由u?C??L??V??max?式中C由式C?C?20???20??计算， V其中C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为

11

LS??22??L?V????0.0011SV?0.2221???766.4565??3.4565???0.0738

取板间距HT?0.45m板上液层高度hL?0.05m 则 HT?hL?0.45?0.05?0.40m 查图的，C20?0.0799，

0.20.2 C?C???20??L?20???0.0799???17.5677??20???0.0799

u766.4565?3.4565max?0.0707?3.4565?1.1871m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u?0.7?umax?0.7?1.1871?0.8310m/s D?4VS4?0.2221??u?3.14?0.8310?0.5833m 按标准塔径圆整后为D?0.80m 塔截面积为 A?2T?4?D2??4?0.80?0.5027m2

实际空塔气速为 uVS0.2221实?A??0.4418m/s T0.5027u实u?0.44181.1817?0.3722?0.7

max则在安全范围内，符合设计要求

2.6.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精??N精?1??HT??7?1??0.45?2.7m 提馏段有效高度为

23

2-36）

（陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 24

Z提??N提?1??HT??19?1??0.45?8.1m

在进料板上方开设一个人孔，在提馏段取两个人孔。其高度为0.6m。 故精馏塔的有效高度为 2.6.3塔高的计算

（1）?N精?1?HT精??N提?1?HT提??7?1??0.45??19?1??0.45?10.8m （2）HT进料?1.5HT精?1.5?0.45?0.675m （3）1.3m(第一块板上空间高度) （4）h封头上?10.80D精?0.025??0.025?0.225m 44Z?Z精?Z提?0.8?3?2.7?8.1?2.4?13.2m （2-37）

（5）1.5m（最后一块板下至液面之间高度） （6）h封头下?10.80D提?0.025??0.025?0.225m 44（7）h裙座?1.5m

h?（1）?（2）?（3）?（4）?（5）?（6）?（7）?16.225m （2-38）则

2.7 塔板主要工艺尺寸的计算

2.7.1溢流装置的计算

因塔径精馏段D?0.80m,提馏段D?0.80m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘,各项计算如下： （1）堰长lW

精馏段 取 lW?0.70D?0.80?0.70?0.56m （2-39） 提馏段 取lW?0.70D?0.80?0.70?0.56m （2）溢流堰高度hW

由hW?hL?hOW （2-40） 选用平直堰，堰上液层高度hw由式

年产1万吨甲苯的精馏装置设计 25

hOW

2.84?LS??E???1000?lW?计算 （2-41）

2/3近似取E=1，则

2/3精馏段 h0?2.841000?1???1.8?W?0.56???0.0062m

取板上清液层高度hL?50mm?0.05m 故hW?0.05?0.0062?0.0438m 2/3提馏段 h?2.84?0.0011?3600?0W1000?1???0.56???0.0105m

取板上清液层高度hL?50mm?0.05m 故hW?0.05?0.0105?0.0395m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由，

lW?0.70查相关资料得AfA?0.090 , WdD?0.150TD故 精馏段 Af?0.090AT?0.090?0.5027?0.0452m2

Wd?0.15D?0.15?0.80?0.12m

??3600AfHT依式LS验算液体降液管中停留的时间，即 ??3600?0.1017?0.450.0005?3600?40.68s?5s

故降液管设计合理。

提馏段 Af?0.090AT?0.090?0.5027?0.0452m2

Wd?0.15D?0.15?0.80?0.12m 依式??3600AfHTL验算液体降液管中停留的时间，即S??3600?0.0452?0.450.0011?3600?18.4909s?5s

故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h0

hLS0? 由式

3600l'Wu0计算 （2-42）

（2-43）

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 故 精馏段 取 u'0?0.11m/s

则 h0.0005?36000?3600?0.56?0.11?0.0081m

hW?h0?0.0438?0.0081?0.0357m?0.005m 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度h'W?50mm

故 提馏段 取 u'0?0.11m/s

则 h0.0011?36000?3600?0.56?0.11?0.0179m

hW?h0?0.0395?0.0179?0.0216m?0.005m 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度h'W?50mm

2.7.2 塔板布置

（1）塔板的分块

因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得， 精馏段与提馏段的塔板都分为3块。 （2）边缘区宽度确定

取W'S?WS?0.065m WC?0.035m

（3）开孔区面积计算

A?x?r2?x2???r2?sin?1x?a?2?开孔区面积Aa按式?180r??计算 x?D2??Wd?WS? r???D??2???WC 故 精馏段 x?D2??W?W0.80dS??2??0.12?0.065??0.215m r?D2?W0.80C?2?0.035?0.365m

26

2-44）

2-45）

2-46）

（（（ 年产1万吨甲苯的精馏装置设计 27

?3.14?0.36520.215?222 则 Aa?2??0.215?0.365?0.215??sin?1??0.5800m

1800.365??提馏段 x?D0.80??Wd?WS????0.12?0.065??0.215m 22 r?D0.80?WC??0.035?0.365m 22?3.14?0.36520.215?222 则Aa?2??0.215?0.365?0.215??sin?1??0.5800m

1800.365??（4）浮阀数目及其排列

气体通过阀孔时的动能因数为

F0?u0??V （2-47）

根据工业生产装置的数据F0的数值常在9~12之间 阀孔的气速计算 精馏段 u0?F0?V?10?5.7898m/s

2.9831F0提馏段 u0?阀孔数目N的计算

?V?10?5.3788m/s

3.4565N?

取阀孔直径d0?0.039m 精馏段 N??4Vs2?d0?u0 （2-48）

0.2407?4?35

?0.0392?5.789802221提馏段 N??4?35

?0.0392?5.3788阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。

浮阀排列方式采用等边三角形叉排，取同一横孔的孔心距t?75mm?0.075m固定底边尺寸t`?65mm?0.065m所以实际排孔35（精馏段）35（提馏段）。计算个数基本相同

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 28

随意实际阀孔气速为 精馏段 u0?VSN??d2?4?0.2407353.14?0.0392?4?5.7569m/s

F0?u0??V?5.7569?2.9831?9.9431 阀孔动能因数F0变化不大，在9~12内。 塔板开孔率

235?0.039??N?d2?100%??100%?8.3180-0.80 （2-49）

2提馏段 u0?VSN??d2?4?0.2221353.14?0.0392?4?5.3120m/s

F0?u0??V?5.3120?3.4565?9.8759

阀孔动能因数F0变化不大，在9~12内。 塔板开孔率

2N?d ??35?0.0392?100%??100%?8.3180% D21.222.8 浮阀塔的流体力学验算

2.8.1 塔板压降

hp?hc?hl?h??PP?hp??L?g （2-50） （2-51）

（1） 干板阻力hC的计算

由于浮阀全部开启后，其塔板阻力的计算规律不同，故在计算塔板压降hc首先需要确定临界孔速uoc

2uo?L(阀未全开) （2-52）

2?V?uohc?5.34?u?u2?L?g（阀已全开）oc o （2-53）

uo?uoc

hc?19.9?年产1万吨甲苯的精馏装置设计 29

式中：uo— 阀孔气速，m/s

?L— 液体密度，kg/m3 ?v— 气体密度，kg/m3 精馏段

uoc?1.82573.1?5.7708m/s2.9831 （2-54）

2uo5.31202 uo?uoc hc?hc?19.9??19.9??0.0344m液柱

?L773.9466提馏段 uoc?1.82573.1?5.3234m/s

3.45642uo5.31202 uo?uoc hc?hc?19.9??19.9??0.0348m液柱

?L766.4565（2）板上充气液层阻力hl

hl??0?hL??0??hw?how? （2-55）

式中：hl— 板上液层高度，m

?0— 反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，无因次

液相为水时，?0?0.5；为油时?0?0.2~0.35；为碳氢化合物时，?0?0.4~0.5。 苯-甲苯的混合物为碳氢化合物故?0?0.5 hl??0?hL?0.5?0.06?0.025

（2） 液体表面张力所造成的阻力h? 2?h??h??L?g （2-56）

式中：?— 液体的表面张力，N/m h— 浮阀的开度，m

由于浮阀塔的h?值通常很小，计算时可以从略。

一般地说，浮阀塔压降比筛板塔的大，而比泡罩塔的小。对常压或加压塔，允许的压降范围为：265~530pa，减压塔为200pa左右。

精馏段 塔内液体的液柱高度 hP?hc?hl?h??0.0344?0.0250?0?0.0594m

则气体通过每层塔板的压降为

?PP?hP??L?g?0.0594?773.9466?9.81?450.9895Pa

提馏段 塔内液体的液柱高度 hP?hc?hl?h??0.0348?0.0250?0?0.0598m

则气体通过每层塔板的压降为

陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 30

?PP?hP??L?g?0.0598?766.4565?9.81?449.6325Pa 2.8.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd???(HT?hw)，计算Hd即

Hd?hp?hL?hd （2-57）

精馏段 1）前已算出hp?0.605m

2）液体通过降液管的压头损失因为步设进口堰，即

?L?0.0005)2?0.0019m hd?0.153??s??0.153?(0.56?0.0081?lw?h0?2 3）前面已经选定hL?0.05m

则 Hd?0.0594?0.05?0.0019?0.1113m 取??0.6又选定HT?0.45m， hw?0.0438m ??HT?hw??0.6?(0.45?0.0438)?0.2963m 故 Hd???(HT?hw) 所以符合防止淹塔的要求。

提馏段 1）前已算出hp?0.0598m

2）液体通过降液管的压头损失因为步设进口堰，即

?L?0.0011)2?0.0018m hd?0.153??s??0.153?(0.56?0.0179?lw?h0?2 3）前面已经选定hL?0.05m

则 Hd?0.0598?0.0018?0.05?0.1116m

取??0.6又选定HT?0.45m， hw?0.0395m ??HT?hw??0.6?(0.45?0.0395)?0.2937m 故 Hd??(HT?hw) 所以符合防止淹塔的要求。 2.8.3雾沫夹带

通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。

在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定指标。

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