甲苯乙苯 - 图文

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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诚信声明

本人声明：

我所写论文《年产12万吨乙苯的精馏装置工艺设计》是在指导老师张军武老师的精心指导下完成的，声明本人所写的毕业设计（论文）及参考文献等均真实可靠。

申明如有不实之处则按学校的有关规定接受处罚。

本人签名： 日期： 年 月 日

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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设计任务书

设计题目：年产12万吨乙苯的精馏塔工艺设计

函授站：陕西工业技术学院函授站 专 业：化学工程与工艺 班 级：11届 学生姓名：霍瑞强 指导教师（含职称）：张军武 1、设计（论文）的主要任务及目标

生产能力14万吨/年；进料组成：乙苯含量45%（质量分率）；塔顶产品组成小于5%；底乙苯含量大96%；常压；泡点进料，浮阀塔，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，工艺图一套 2、设计（论文）的基本要求和内容：

（1）完成塔设备主体部分的物料衡算、热量衡算与设备设计计算； （2）画出塔设备的装配图； （3）画出带控制点工艺流程图；

3.主要参考文献：

[1] 化工工艺手册[M]，化学工业出版社

[2] 黄路 王保. 国化工设计[M]，化学工业出版社 [3] 杨祖荣. 化工原理，高等教育出版社

[4] 冷士良. 化工单元过程及操作，化学工业出版社 [5] 有机化工工厂装备[M]，化学工业出版社 4.进度安排： 序号 1 2 3 4 5 6 7

设计（论文）各阶级名称 下达任务书及设计要求 撰写开题报告 查找资料明确设计目的及基本要求 设计计算 绘制工艺、设备图 编写说明书、制作幻灯片 后期修改、整理资料 起止日期 4月10日------4月11日 4月11日------4月15日 4月16日------4月19日 4月20日------5月20日 5月21日------5月30日 5月31日------6月12日 6月13日------6月20日

陕西科技大学毕业论文 II

年产12万吨乙苯的精馏装置工艺设计

摘 要

本设计任务为生产年产12万吨乙苯的精馏设计，采用浮伐精馏塔，常压、泡点进料。将原料经预热器预热至泡点温度126℃后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝成114℃下的饱和液体，其中一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送入储罐。该物系属易分离物系。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送入储罐。同时在设计过程中为了节省能耗，将冷却器产生的蒸汽用来加热原料液或用产品的余热来加热原料。从而，节省能量，节省资金投入。

本设计就是对此精馏塔的一些主要的设计数据进行计算。 关键词：浮阀塔，泡点进料，全冷凝器，常压

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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Annual Output Of 12 Tons Ethylbenzene Rectification Device Process Design

ABSTRACT

Pick To

This design task for the production of annual 120,000 tons of distillation ethyl-benzene design, adopted float simvastatin rectify9ing tower normal pressure, bubble point feeding. Will pchlorotoluene via preheater preheated to bubble point temperature 128 ℃ after into column within. Top up steam condensation, adopts the coagulation device under the ℃ condensation into 114 saturated liquid, part of backflow to the tower, and the rest of the product condenser cooling tank. After into The thing they belong easy separating binary system. Column reactor by indirect steam heating, bottom product after cooling into tanks. At the same time in the design process in order to save the energy consumption and will be cooler steam is produced to heat the raw liquid or use the product of waste heat to heat raw materials. Thus, saving energy, saving money.

This design is this column to some of the major design data calculation. KEY WORDS: float valve tower, Bubble point feeding, All the condenser, atmospheric

陕西科技大学毕业论文 IV

目 录

第1章 绪论 ································································································································································ 1

急救措施： ··················································································································································· 4 第2章 精馏塔的计算 ················································································································································ 8 第2.1节 精馏塔的物料衡算 ·························································································································· 8 2.1.1 物料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 ··························································································· 8 2.1.2

原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量····················································································· 8

2.1.3 塔板数的确定 ····································································································································· 9 第2.2节 热量衡算 ········································································································································ 12 2.2.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算 ········································································································· 12 第2.3节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ················································································ 13 2.3.1 以精馏段为例进行计算 ················································································································· 13 2.3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ········································································································· 16 2.3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 ············································································································· 17 2.3.4浮阀塔板的流体力学验算 ················································································································ 19 第2.4节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ················································································ 25 2.4.1 以提馏段为例进行计算 ················································································································· 25 2.4.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ········································································································· 27 2.4.3 塔板主要工艺尺寸的计算 ············································································································· 28 2.4.4浮阀塔板的流体力学验算 ················································································································ 30 第2.5节 辅助设备 ········································································································································ 36 2.5.1 管道规格 ········································································································································· 36 第3章 结论与讨论 ········································································································································ 39 第3.1节 结论 ················································································································································ 39 第3.2节 讨论 ················································································································································ 39 符号说明 ······································································································································································· 40 参考文献 ······································································································································································· 42 致 谢 ············································································································································································· 43 附图 ··············································································································································································· 44

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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第1章 绪论

第1.1节 精馏的概述

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。双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、再沸器、冷凝器等。精馏塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔顶,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降,进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分,称为提馏段。两段操作的结合,使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使 n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。

精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗.

化工生产中常需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。

混合物的分离，总是根据混合物中各组分间某中物理和化学性质的差异而进行的。精馏操作是根据混合物中各组分挥发度的不同而达到分离的目的。

精馏是指利用液体混合物中各组分的挥发性（沸点）的差别，将互溶的液体混合物

分离提纯的单元操作。将液体混合物加热部分汽化时所产生的气相组成与液相组成必将有差异，利用这一差异，就可将液体混合物分离。例如，这次设计是将甲苯和乙苯的混合液在精馏中分离，在加热（或换热）的条件下，使混合溶液部分汽化，由于甲苯的沸

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点比乙苯的沸点低则易于从液相中汽化出来，将部分汽化所得的蒸汽全部冷凝，可得到甲苯含量高于原料中的产品，从而是甲苯和乙苯得以分离。他是目前使用最广的液体混合物分离方法。习惯上，混合液中的易挥发组分称为轻组分，对难挥发组分称为重组分。 精馏过程是化工中常用的液体混合物分离操作。它虽然不能将液体混合物彻底分离。但却说明经过一次部分汽化和一次部分冷凝能使馏出液中易挥发组分的含量有所提高，这里全部汽化或全部冷凝不可能达到。若将这种部分汽化，部分冷凝反复多次地进行下去，就可能使混合液得到较彻底的分离。

塔设备是化工、石油化工、制药、生活用品等生产过程中广泛采用的传质设备，根据它内气液接触形式，可分为板式塔和填料塔。

精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物的相对挥发度不同实现各组分分离的

单元操作。由于浮阀可根据气量的大小而上下浮动，故操作弹性大，而且浮阀在塔板上安排的很紧凑，因此，由于高气量时阀片能自动浮动，从而降低了高气速时的压降，塔板效率较高。该塔板的主要缺点是浮阀使用久后会被卡住、锈住或黏住，与你共享其自由度。

精馏过程的节能:精馏过程的核心在于回流，而回流必须消耗大量能量。降低能耗是精馏过程发展的重大课题。除了选择经济上合理的回流比外，主要的节能措施有：①热泵精馏。将塔顶蒸气绝热压缩（见热力学过程）升温后，重新作为再沸器的热源(见热泵蒸发)；②多效精馏。精馏装置由压力依次降低的若干个精馏塔组成，前一精馏塔塔顶蒸气用作后一精馏塔再沸器的加热蒸气（见多效蒸发）；③采用高效精馏塔，可用较小的回流比；采用高效换热器，可降低传热温度差，这样就可以减少有效能损失。④采用电子计算机对过程进行有效控制，减小操作裕度，确保过程在最低能耗下进行。

评价精馏操作的主要指标是：①产品的纯度。板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度，以及料液加入的位置和回流比等，对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。②组分回收率。这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。③操作总费用。主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费，操作时变动回流比，直接影响前两项费用。此外，即使同样的加热量和冷却量，加热费用和冷却费用还随着沸腾温度和冷凝温度而变化，特别当不使用水蒸气作为加热剂或者不能用空气或冷却水作为冷却剂时，这两项费用将大大增加。选择适当的操作压力，有时可避免使用高温加热剂或低温冷却剂（或冷冻剂），但却增添加压或抽真空的操作费用。

第1.2节 甲苯 乙苯性质和用途

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

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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 ℃。化学性质有：甲苯是有机化合物，属芳香烃，结构简式为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 g／cm³。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，它们都是染料的原料；一份甲苯和三份硝酸硝化，可得到三硝基甲苯（俗名TNT）；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。甲苯与硝酸取代的产物三硝基甲苯是爆炸性物质，因此它可以制造梯恩梯(TNT)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，危害等级为乙类，使用和生产时要防止它进入呼吸器官。

甲苯是重要的化工原料。也是燃料的重要万分，使用甲苯的工厂、加油站，汽车尾气是主要污染源。城市空气中的甲苯，主要来自与汽油有关的排放及工业活动造成的溶剂损失和排放。贮运过程中的意外事故是甲苯的又一个污染源。甲苯能被强氧化剂氧化，为一级易燃品。进入人体的甲苯，可迅速排出体外。甲苯易挥发，在环境中比较稳定，不易发生反应。由于空气的运动，使其广泛分布在环境中。水中的甲苯可迅速挥发至大气中。甲苯毒性小于苯，但刺激症状比苯严重，吸入可出现咽喉刺痛感、发痒和灼烧感；刺激眼粘膜，可引起流泪、发红、充血；溅在皮肤上局部可出现发红、刺痛及泡疹等。重度甲苯中毒后，或呈兴奋状：躁动不安，哭笑无常；或呈压抑状：嗜睡，木僵等，严重的会出现虚脱、昏迷。甲苯微溶于水，当倾倒入水中时，可漂浮在水面，或呈油状分布在水面，会引起鱼类及其它水生生物的死亡。受污染水体散发出苯系物特有刺鼻气味。甲苯为一级易燃物，其蒸气与空气的混合物具爆炸性。发生爆炸起火时，冒出黑烟，火焰沿地面扩散。进入现场，眼睛、咽喉会感到刺痛、流泪、发痒，并可闻到特殊的芳香气味。

危险特性：易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物。遇明火、高热极易燃烧爆炸。与氧化剂能发生强烈反应。流速过快，容易产生和积聚静电。其蒸气比空气

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重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。油站、汽车尾气是主要污染源。城市空气中的甲苯主要来源与汽甲苯是重要的化工原料。也是燃料的重要成分，使用甲苯的工厂、加油有关的排放及工业活动造成的溶剂损失和排放。贮运过程中意外事故是甲苯的有一个污染源。甲苯能被强氧化剂氧化为一级易燃品。进入人体的甲苯，可以迅速排出体外。甲苯易挥发，在环境中比较稳定，不易发生反应。由于空气的运动，使其广泛分布在化境中。水中的甲苯可迅速挥发至大气中。甲苯毒性小于苯，但刺激症状比苯严重，吸入可以出现咽喉刺痛感、发痒和灼伤感；刺激眼粘膜，可以引起流泪、发红、充血；溅在皮肤上局部可出现发红、刺痛及疱疹等。

泄漏应急处理：迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转达移至专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。如有大量甲苯洒在地面上，应立即用砂土、泥块阴断液体的蔓延；如倾倒在水里，应立即筑坝切断受污染水体的流动，或用围栏阴断甲苯的蔓延扩散；如甲苯洒在土壤里，应立即收集被污染土壤，迅速转移到安全地带任其挥发。事故现场加强通风，蒸发残液，排除蒸气。

防护措施：呼吸系统防护：空气中浓度超标时，应该佩戴自吸过滤式防毒面罩(半面罩)。紧急事态抢救或撤离时，应该佩戴空气呼吸器或氧气呼吸器。 眼睛防护：戴化学安全防护眼镜。 身体防护：穿防毒渗透工作服。 手防护：戴乳胶手套。

其它：工作现场禁止吸烟、进食和饮水。工作毕，淋浴更衣。保持良好的卫生习惯。 急救措施：

皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。

眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。

吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。 食入：饮足量温水，催吐，就医。

灭火方法：喷水保持火场容器冷却。尽可能将容器从火场移至空旷处。处

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在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。用水灭火无效

乙苯，是在石油化学工业作为生产苯乙烯地中间体，所制成地苯乙烯一般用来制造常用的塑料制品。他还可以在医药方面应用。乙苯在常温下位无色、易燃烧、易爆炸气体，以它的生产为核心带动了基本有机化工原料生产，是用途最广泛的基本有机原料，可用于生产塑料、合成橡胶、也是乙烯多种衍生物的起始原料，其中生产聚乙烯、环氧乙烷、氯乙烯、苯乙烯是最主要的消费，约占总产量的85%裂解的原料烃有气态和液态之分，气态的有炼厂气、天然气的凝析液，液态的有汽油、煤油、柴油。

乙苯是一种芳烃。分子式C6H5C2H5。在常温下呈无色液体，熔点为-95℃，沸点为136.2℃，相对密度为0.87g/cm3（20/4℃）。不溶于水，易溶于乙醇和乙醚。闪点为15℃，易燃，它的蒸汽与空气能形成爆炸混合物，遇明火、高温或氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险，其爆炸范围为2.3%~7.4%（体积分率），与氧化剂接触猛烈反应。流速过快容易产生和积聚触点。其蒸汽比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。乙苯有毒，其蒸汽对皮肤、呼吸道器官、粘膜有较强刺激性，高浓度有麻醉作用，直接吸入本品液体可致化学性肺炎和肺水肿。本品对皮肤、粘膜有较强刺激性，高浓度有麻醉作用。急性中毒：轻度中毒有头晕、头痛、恶心、呕吐、步态蹒跚、轻度意识障碍及眼和上呼吸道刺激症状。重者发生昏迷、抽搐、血压下降及呼吸循环衰竭。可有肝损害。直接吸入本品液体可致化学性肺炎和肺水肿。慢性影响：眼及上呼吸道刺激症状、神经衰弱综合征。皮肤出现粘糙、皲裂、脱皮。乙苯对环境也有较为严重的危害。如乙苯主要通过工业废水和废气进入环境，在地表水体中的乙苯主要迁移过程是挥发和在空气中的光解。也有可能包括生物降解和化学降解和迁移转化过程。由于乙苯在水溶液中挥发趋势大，废水中的乙苯很快挥发至大气中，在水体中的残留也很少。乙苯是一种易燃易爆有机物，与空气混合形成爆炸性混和物。由于其蒸气比空气重，可沿地面扩散到相当距离外的火源点燃，并将火焰引回来。大量乙苯泄漏进入水中时，由于比水轻，漂浮在水面，可造成鱼类和水生生物死亡，被污染水体散发出异味。

乙苯在运输方面的要求：本品铁路运输时限使用钢制企业自备罐车装运，装运前需报有关部门批准。铁路非罐装运输时应严格按照铁道部《危险货物运输规则》中的危险货物配装表进行配装。运输时运输车辆应配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。夏季最好早晚运输。运输时所用的槽（罐）车应有接地链，槽内可设孔隔板以减少震荡产生静电。严禁与氧化剂、食用化学品等混装、混运。运输途中应防曝晒、雨淋，防高温。中途停留时应远离火种、热源、高温区。装运该物品的车辆排气管必须配备阻火装置，禁止使用易产生火花的机械设备和工具装卸。公路运输时要按规定路线行驶，勿在居民区和人口稠密区停留。铁路运输时要

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禁止溜放。严禁用木船、水泥船散装运输。

储存的管理：储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过30℃。保持容器密封。应与氧化剂分开存放，切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。禁止使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急处理设备和合适的收容材料。

操作的管理：密闭操作，加强通风。操作人员必须经过专门培训，严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具（半面罩），戴化学安全防护眼镜，穿防毒物渗透工作服，戴橡胶耐油手套。远离火种、热源，工作场所严禁吸烟。使用防爆型的通风系统和设备。防止蒸气泄漏到工作场所空气中。避免与氧化剂接触。灌装时应控制流速，且有接地装置，防止静电积聚。搬运时要轻装轻卸，防止包装及容器损坏。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。倒空的容器可能残留有害物。

第1.3节 流程的确定和说明

1.3.1 塔的选择

塔一般分为填料塔和板式塔。板式塔又分为筛板塔、泡罩塔、浮阀塔。由于浮阀塔中塔板上的浮阀安排很紧湊，而且塔板的效率较高。所以此次设计采用浮阀塔。 1.3.2 进料状态

进料方式一般有过冷液进料，饱和液体进料（泡点进料），汽—液混合进料，饱

和汽进料（露点进料）和过热蒸汽进料。

饱和蒸汽进料对塔操作方便，而其它进料方式对设备要求高，设计起来难度较

大，所以本次设计采用泡点进料。 1.3.3 加料方式

加料分两种方式泵加料和高位槽加料。高位槽通过控制液位高度可以得到稳定

流量，但要求塔建造塔台，增加基础设备费用；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。本次进料可选用泵加料，泵和自动调节装置配合使用。 1.3.4 加热方式

加热方式分为间接加热和直接加热。采用列管式换热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，所以本次设计采用间接加热。 1.3.5 冷凝方式

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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需再

次冷凝，且本次分离是为了分离甲苯和乙苯，制造设备较为简单。为节省资金，因此此次设计采用全凝器。 1.3.6 回流方式

本次设计采用强制回流，这样便于控制回流比。此时回流多为冷回流。但我们

常常忽略其损失，将其近似成为泡点回流。 1.3.7 回流比的确定

回流是精馏过程的必要条件，回流比的大小是影响精馏操作的重要因素，回流

比的大小直接将会影响到塔内物料循环量的过大或过小，甚至破坏塔的操作是否能正常的运行。所以在生产中，一般取 高产、低消耗的重要因素之一。 1.3.8 流程说明

首先，甲苯乙苯的原料混合物由原料罐通过泵打入原料预热器，加热至泡点温

度，经过滤器过滤泡点温度，然后原料从进料口进入精馏塔中。因为被加热至泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶冷凝器中，这些气相混合物将被降温到泡点，其中的液态部分进入塔顶产品冷却，停留一段时间后进如甲苯的储罐，而其中的气态部分重新回到塔中，这个过程叫回流。液相混合物就从塔底产品冷凝器中，停留一段时间后进入乙苯储罐，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热至泡点温度重新回到精馏塔。塔中的混合物不断重复前面所述的过程，而进口不断进入新鲜物料。最终完成甲苯乙苯分离。

R=(1.2~2)Rmin.回流比的正确控制与调节是优质、

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第2章 精馏塔的计算

第2.1节 精馏塔的物料衡算

2.1.1 物料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 甲苯的摩尔质量: M=92.14kg/kmol 乙苯的摩尔质量： M=106.17kg/kmol

X92.14F=

0.53/0.53/92.14＋0.47/106.17=0.5651

XD=

0.95/92.140.95/92.14＋0.05/106.17=0.9563

X0.03/92.14W=

0.03/92.14＋0.97/106.17=0.0344

2.1.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量

MF=92.14×0.5651+106.17×（1-0.5651）=98.2416kg/kmol MD=92.14×0.9563+106.17×(1-0.9563)=92.7531kg/kmol MW=92.14×0.0344+106.17×(1-0.0344)=105.6874kg/kmol 已知：产量=14万吨=14×107kg,开工时间300×24=7200h 则

W'?14?1077200?19444.4445 kmol/h

W?19444.4445105.6874?183.9807 kmol/h

由物料方程式 F=D+W

F×XF=D×XD+W×XW

即 F=D+183.9807 0.5651×F=0.9563×D+183.9807×0.0344 由①，②式得 F=433.5681kmol/h D=249.5874kmol/h

8

①

②

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

9

2.1.3 塔板数的确定

由“纯物质物性的计算”查表得

表2-1 甲苯乙苯安托尼常数表

甲苯 乙苯 A 16.0173 16.0195 B 3096.52 3279.47 C -53.67 -59.95 ｌ用安托尼方程 lnPS=A-BCT 得

ｌ乙苯 ln760=16.0195-3279.47 ? T=409.3427K

T乙59.95

表2.2甲苯乙苯—的饱和蒸汽压温度及挥发度的关系

T(K) P甲 P乙 00383 767.6087 353.5106 387 835.1405 400.2435 2.0866 0．9651 0.9827 391 932.4376 451.7966 2.0683 0.7106 0.8337 ｌ甲苯 ln760=16.0173-3096.52 ? T=383.6487K

T甲53.67396 1066.2271 523.5460 2.0105 0.6452 0.7878 401 121.5023 604.0735 2.0021 0.5112 0.6720 405 409 1344.2508 1484.464 675.3069 1.9906 0.3265 0.4974 753.0104 1.9710 ? 2.1714 x y 1.0 1.0 0 0 将T甲=383.6487K～T乙=409.3427K取七段，则

︻塔顶温度确定 XD=0.9651 所以 XD?0.7106,0.9651

︱︱387391［＝列内差法 0.96510.71060.95630.7106 ? T=114℃ D

T391当XW =0.O344时 又因为XW∈0,0.3265

︱0.32650 列内插法

4054090.03440 ? TW=135℃

T409︱＝当XF=0.6141 又因为XF∈[0.5112，0.6452]

︱︱］︱︱︼

陕西科技大学毕业论文 10

︱＝列内插法

0.64520.51120.56510.5112 ? TF =126℃

︱396︱401TF︱401 结果如下

TF=126℃ TD =114℃ TW = 135℃ 进料 P︱3096.520

(16.0173甲苯=e400.15︱53.67)=1188.2061mmHg

P0

(16.0195︱3279.52乙苯=e400.15︱59.95)=589.6328mmHg

同理得 塔底

P︱3096.520

甲苯＝e(16.0173408.15︱53.67)=1453.7475mmHg P0

(16.0195︱3279.47乙苯

＝e408.15︱59.95)=735.8307mmHg 塔顶 P0(16.0173︱3096.52甲苯

＝e387.15︱53.67)=838.6555mmHg P0(16.0195︱3279.52乙苯

＝e387.15︱59.95)=402.0193mmHg

计算进料、塔顶、塔底的相对挥发度

аpΘ甲苯F=

PΘ =2.0152 乙苯 аpΘ甲苯D= PΘ =2.0861 乙苯 аpΘ甲苯W=

PΘ =1.9757

乙苯 因为是泡点进料 即 xq=xF=0.5651.

平均相对挥发度 аx=аХаDW=2.0301 由相平衡方程式得

yq=

аmx xm1＋(аｌ = 0.7251 (2.2)

m1)xq由式 Rｌqmin=

XDyy =1.4450 qｌxq取回流比 R=1.2Rmin=1.2×1.4450=1.7340 L=RD=1.7340×249.5874=432.7846kmol/h V=(R+1)D=(1.7340+1)×249.5874=682.3769koml/h

L'=L+q×F=432.7846+1×433.5681=866.3527koml/h

V'=V=682.3769kmol/h

故 精馏段方程为

(2?3)

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

11

＋＋＋＋ 提留段方程为

ｌｌ 即 ym11.2696xm0.0093 (2?4)

＝精馏段 y1xD0.9563,

＝＋相平衡方程式

ｌ精馏段计算过程略，结果如下：

＝＝＝＝＝＝y20.9302 x20.8678 y30.9002 x30.8163

y40.8675 x40.7633 y50.8339 x50.7121 x60.6653 y60.8014

y7﹦ 0.7717 x7﹦ 0.6248 y8﹦ 0.7460 x8﹦ 0.5913 y9﹦ 0.7248

x9﹦ 0.5647

因为x9﹦0.5647＜ＸF﹦0.5651，所以第9层理论版为进料板，则此精馏段理论层数为8层。

'提馏段： xW=x1﹦ 0.4778

WxWL'y﹦＇x－用提馏段操作线方程： 计算。

V'nV''n＋1结果如下：

'y'2﹦ 0.5973 x2﹦ 0.4222 ''y3﹦ 0.5267 x3﹦ 0.3541 ''y4﹦ 0.4403 x4﹦ 0.2793 ''y5﹦ 0.3453 x5﹦ 0.2062

＝＝＝＝＝＝y10.9563 x10.9151

＋ｌｌyamx2.0301xy?x= (2?5)

2.03011.0301y1(am1)x1(2.03011)x＝＋＝ｌｌ＝ｌ ym1L'xm'LWWxW866.3527183.9807x0.0344x= m'866.3527183.9807LW866.3527183.9807＝ｌ＋ yn1RxnR1xD1.73400.9563xn= = 0.6342xn0.3498

R11.7340111.7340＝＋＋＋ｌ＋陕西科技大学毕业论文 12

''y6﹦ 0.2525 x6﹦ 0.1427 ''y7﹦ 0.1719 x7﹦ 0.0928 ''y8﹦ 0.1085 x8﹦ 0.0566 ''y9﹦ 0.0626 x9﹦ 0.0318

因为，x9﹦0.0318＜xW﹦ 0.0344 所以提馏段理论板层数为9-1=8。

总理论板层数：NT﹦8＋8﹦16，进料板层数：NF﹦8。 （3）实际板层数的求取

已知ET﹦ 0.5

N8 所以 NP﹦T﹦﹦16

ET0.5 精馏段实际板层数 N精﹦8﹦ 16 0.5 N提﹦8﹦ 16 0.5第2.2节 热量衡算

2.2.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算 （1）甲苯乙苯的塔顶、塔底温度分别为

tD=114℃，tW=135℃ 查甲苯乙苯汽化潜热图得，

tD=114℃ r﹦33038.0870KJ/kmol r﹦37420.32KJ/kmol 乙甲tW=135℃ r乙=36101.1KJ/kmol 甲=31723.802KJ/kmol r则 r顶＝r甲·XD+r乙（1—XD）

=33038.0870×0.9563+37420.32（1-0.9563） =33229.5906KJ/Kmol r底=r甲XW+r乙（1－XW）

=31723.802×0.0344+36101.1×（1-0.0344） =35950.5210KJ/Kmol

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

13

热量损失忽略。 （2）对精馏段（塔顶冷凝器）

ＱD=Vr=W水×CPC (t2-t1) (2?7)

冷却水的消耗量为：

W水=QD/ CPC(t2-t1)=541948.0168

（3） 对提馏段（再沸器）

2258.4KJKgr加==40644KJKmol1KmolKg18

QL=V·r顶=22675105.02KJ/h (2?8)

Q1=V·r底+QL=47206910.09 KJ/h

V加=Q1r加=1161.4730Kmolh

（4）热蒸汽消耗量

Ｑ=V加r加=1161.4730×40644=47206908.61KJ/Kmol

第2.3节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1 以精馏段为例进行计算 （1）操作压力计算

单板压降 ≤0.7 KPa 全塔效率 ET=0.5 塔顶操作压力 PD=101.325KPa 每层塔板压降 △P=0.6KPa

进料板压力 PF=101.325+0.6×16=110.925KPa 精馏板平均压力 Pm=（2）操作温度的计算

前面已用泡点方程通过内差法计算出泡点温度。 塔顶温度 tD=114℃ 精料板温度 tF=126℃

101.325+110.925=106.125KPa

2

精馏段平均温度 tm=（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由逐板计算理论塔板得 xD=y1=0.9563，x1=0.9151

MVDM=0.95Χ l6392.+1(41-0.9Χ563)106.1=7K9g/Kmo MLDM=0.91Χ5192.+1(41-0.9Χ151)106.1=7进料板平均摩尔质量计算

由逐板计算法计算理论塔板得 yF=0.7248，xF=0.5647

MVFm=0.72Χ4892.+14- MLFm=0.56Χ 4792.+(114-0.56Χ47)1=06.17K9g8.2K4m7o3l精馏段平均摩尔质量

MVm=(92.7531+96.0010)/2=94.3771Kg/Kmol

MLm=(93.3311+98.2473)/2=95.7892Kg/Kmol

（4）平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程 ρVm=②液相平均密度计算

液相平均密度用式 1/ρLm=?ai/ρi计算

塔顶液相平均密度的计算，当tD=114查甲苯、乙苯液相密度表得

ρ甲 =776.54Kg/m3，ρ乙 =781.96Kg/m3

1=776.8092Kg/m3

0.95/776.54+0.05/781.96 ρLDm=进料板液相密度的计算

当tF=126℃时，查甲苯、乙苯液相密度表得

陕西科技大学毕业论文

14

114+126=120℃ 2 lK9g/Kmo 010(10.Χ7248=)106.Kg17Kmol96.0/PmMVm106.7×94.3771==3.0642Kg/m3 RTm8.314×(273.15+120)ρ甲=761.6Kg/m3，ρ乙=769.04Kg/m3

aA=0.5647x92.140.5647x92.14+0.4353x106.17=0.5296

1=765.0818Kg/m3

0.5296/761.6+0.4704/769.04ρLFm=

精馏段液相平均密度为 ρLm=（5）液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力用式 σσi计算， 甲=∑xi塔顶液相平均表面张力的计算。

当tD=114℃，查液相平均表面张力图得

σ，σ乙=19.42mN/m 甲=17.97mN/m则 σLDm=0.9151x17.97+0.0849x19.42=18.0931mN/m 进料板液相平均表面张力的计算

当tF=126℃时，查液相平均表面张力图得

σ，σ乙=17.51mN/m 甲=16.26mN/m则 σLFm=0.5647x16.26+(1-0.5647)x17.51=16.8041mN/m 精馏段液相表面张力为

σLm=18.0931+16.8041=17.4486mN/m

2（6）液体平均粘度计算

液相平均粘度用式lgμLM=∑xi lgμi计算

塔顶液相平均粘度的计算，tD=114℃，查液相平均粘度图得，

μ， 甲=0.25mPaslgμLDm=0.95631g0.25+0.0437lg0.29

解出 μLDm=0.2516mPa s 进料板液相平均粘度的计算

当tF=126℃ ，查液相平均粘度图得

μ乙=0.24mPa s 甲=0.23mPa s， μlgμLFm=0.5647lg0.23+0.4353lg0.24

解出 μLFm=0.2343mPa s 精馏段液相平均表面张力为

μ（0.2343+0.2516）/2=0.2430mPa s Lm=

乙年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计 15

776.8092+765.0818=770.9455Kg/m3

2=0.29mPa s

陕西科技大学毕业论文 16

2.3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算 精馏液相体积流率为VS= LS=由umaxVMVm682.376994.3771==5.8381m3/s

3600ρ3600×3.0642VmLMLm432.784695.7842==0.0149m3/s

3600ρLm3600×770.94550.2?L??V????C式中C由式C?C20??计算，其中C20由史密斯关联图查取，

?V?20?LSVS??L?0.00149?3600?770.9455???????0.0405

5.8381?3600?3.0642???V?1212图的横坐标为，

取板间距HT?0.5m,板上液层高度hL?0.08m, 则 HT?hL?0.5?0.08?0.42m 查图的，C20?0.092，

0.20.2???C?C20?L??20??17.4486??0.092????20??0.0895

umax?0.0895770.9455?3.0642?1.4168m/s

3.0642取安全系数为0.76，则空塔气速为

u?0.76umax?0.76?1.4168=1.0768m/s

D?按标准塔径圆整后为D=2.8m 塔截面积为AT?4VS4?1.2769??2.628m ?u??1.0768?4D2??4?2.82?6.1575m2

实际空塔气速为u'?5.8381?0.9470m/s

6.1575（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??16?1??0.5?7.5m

提馏段有效高度为

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

17

Z提??N提?1?HT??16?1??0.5?7.5m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为

Z?Z精?Z提?0.8?7.5?7.5?0.8?15.8m

（3）塔高H

①?N精?1?HT精+?N提?1?HT提=?16?1??0.5+?16?1??0.5=15m ②HT进料=1.5HT精=1.5?0.5=0.75m ③1.3m(第一块板上空间高度) ④h封头上=

12.800D精+0.025=+0.025=0.725m 44⑤1.5m（最后一块板下至液面之间高度） ⑥h封头下=

12.800D提+0.025=+0.025=0.725 44H=①+②+③+④+⑤+⑥=20m

2.3.3 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置的计算

因塔径D=2.8m选用双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ①堰长lW

取 lW?0.7D?0.7?2.800?1.96m ②溢流堰高度hW 由 hW?hL?hOW

选用平直堰，堰上液层高度hw由式hOW近似取E=1，则hOW2.84?LS?E?1000??lW2/3????2/3计算，

2.84?0.0149?3600???1???10001.96???0.03m

取板上清液层高度hL?80mm 故 hW?0.08?0.03?0.05m ③弓形降液管宽度Wd和截面积Af

陕西科技大学毕业论文 18

由

ALWW?0.7，查相关资料得f?0.094,d?0.152 DATD故 Af?0.094AT?0.094?6.1575?0.5788m2

Wd?0.152D?0.152?2.800?0.4256m

依式??3600AfHTLS验算液体降液管中停留的时间，即

3600?0.5788?0.5?19.4228s?5s

0.0149?3600 ??故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度h0

h0?'取 u0?0.1m/s

LS '3600lWu0则 h0?0.0149?3600?0.076m

3600?1.96?0.1hW?h0?0.0542?0.076??0.0218m

以保证液体由降液管流出时，不致受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离hl不应h1

（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，塔板分七块。 ②边缘区宽度确定

取WS?WS'?0.090m,WC?0.05m ③开孔区面积计算

??r2?1x???r2?1x1?2222 Aa?2?xr?x?sinsin??2?x1r?x1?? (2?11)

180r??180r??其中 x? x1? r?D2.800??Wd?WS???(0.4256?0.09)?0.8844m 22Wd0.4256?WS?????????????m 22D2.800?Wc??0.05?1.35m 22

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

19

则 Aa?2.7856m 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?12)

根据工业生产装置的数据，F0的数值常在9～12之间。 阀孔气速的计算

u0?阀孔数N的计算

F0?V?10?5.7127m/s

3.0642N??4VSd0u02 (2?13)

取阀孔直径d0?0.039m

N?5.8381?4?856个

?0.0392?5.7127浮阀排列方式采用等六边形取同一横排的孔心距t?80mm?0.080m固定底边尺寸取

t'?70mm?0.070m根据画图得810个与计算数目基本相同。

所以实际伐孔气速为

u0?6.0365m/s

F0?6.0365?3.06420.5?10.5668

阀孔动能因数F0变化不大，仍在9～12内。

2810?0.039?10000?15.7100 塔板开孔率 ??Nd/D?10000?22.82022.3.4浮阀塔板的流体力学验算

（1）塔板压降 hp?hc?h1?h? (2?14)

①干板阻力的计算

u0c?1.82573.1?5.6866m/s

3.0642

陕西科技大学毕业论文 因u5.34??V?u200＞u0c 所以hc??2?g?0.0394m液注

L?②板上充分液层阻力

甲苯和已苯的混合液为碳氢化合物，故?0?0.5

h1??0?hL?0.5?0.08?0.04m液注

③液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计。 气体流经一层浮阀塔板的压强所相当的液注高度为

hp?hc?h1?0.0349?0.04?0.0794m液注

则 单板压降?PP?hp??L?g?0.0794?770.9455?9.81?600.5002Pa⑵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。

H????HT?hW?即Hd?hp?hL?hd

①前已算出 hp?0.0794m液注

②液体通过降液管的压头损失；因不设进口堰，即

22h?0.153???LS??l??0.153???0.0149?d??W?h0??1.96?0.076?0.00153m液注

③前已选定液层高度为hL?0.08m

则 Ha?0.0794?0.08?0.00153?0.16093m 取 ??0.6,又已选定HT?0.5m,hW?0.0542m则

??HT?hW??0.6?0.5?0.0542??0.33252m

可见Ha＜??HT?hW?,符合防止淹塔的要求。

⑶雾沫夹带 泛点率的计算

V?VS1.36LS?ZL泛点率=?V???LKCA?10000 FbV?VS或 泛点率=?L??VA?10000.78KC0 FTZL?D?2Wd?2.800?2?0.4256?1.9488m

20

(2?15)

(2?16)

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

21

Ab?AT?2Af?6.1575?2?0.5788?4.9999m2

按表史密斯关联图物性系数K?1.0,又由《化工原理下册》查的泛点负荷系数得；

CF?0.145

即 泛点率等于：

5.83813.0642?1.36?0.0149?1.9488770.9455?3.0642?10000?56.3200

1?0.145?4.99995.8381又得泛点率=

3.0642770.9455?3.0642?1000?52.960

000.78?1?0.145?6.1575根据上式计算出的泛点率都在80％以下，故可知雾沫夹带量能够满足

eV＜0.1kg?液?/kg?气?的要求。 ⑷塔板负荷性能计算:雾沫夹带线

VS泛点率=按泛点率为80％计算如下:

VS?V?1.36LSZL???VLKCFAb?10000

泛点率=

3.0642?1.36LS?1.9488770.9455?3.0642?10000?8000

1?0.145?4.9999整理的 VS?9.1873?41.98992.5?LS （1） 由式⑴算出相应的VS值列与下表中 21.5表2.3 雾沫夹带线的取值 LS,m3/s VS,m3/s 0.01 8.7674 10.500.015 8.5575 0.02 8.3475 0.03 7.9276 根据表中数据做出雾沫夹带线（1）②液泛线 联立三式得

??HT?hW??hp?hL?hd?hc?h1?h0?hL?hd

由上式确定液泛线。忽略式中h0

??HT?hW??5.34??V?u02/??L?2?g??0.153?LS/lW?h0?

2

2????1??0??hW??2.184/1000??E?3600LS/lW?3?因物系一定，塔板结

??陕西科技大学毕业论文 22

构尺寸一定，则

2又u0?Vs/(??d0HT,hw,h0,lw,?v,?L,?0及?等均为定值，?N/4)?1.1137Vs式中N与d0也

为定值，因此可将上式简化成VS与LS的如下关系：

VS2?193.2462?5304.0769LS2?377.9231L2/3S （2）

在操作范围内任取若干个LS值，依式⑵算出相应的VS值列入下表:

表2.4 液泛线的取值

LS/?m3/s? VS/?m3/s? 0.005 13.49 0.01 13.24 0.015 13.00 0.02 12.78 根据表中数据做出液泛线⑵

③液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s,易下式知液体停留时间为??3600?Af?HT/Lh?3?5s以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

?LS?max?Af?HT/5?0.5788?0.5?5?0.0579m3/s （3） 求出上限液体流量LS值﹝常数﹞。在VS?LS图上液相负荷上限为与气体流量VS无关的竖直线⑶

④漏液线对于F1型重阀，

依式F0?u0???V??5计算，则u0?5/??V?又知VS???/4??d02?N?u0，则得

1??2VS???/4??d0?N??5/??V?2?

??以F0?5作为规定气体最小负荷的标准，则

1?22 ?VS?min???/4??d0?N?u0???/4??d0?N??5/??v?2????1??23 =??/4??0.039?810??5/?3.0642?2??2.7625m/s （5）

??据此做出与液体流量无关的水平漏液线（5）

⑤液相负荷下限线 取液上层高度how?0.0471m作为液相负荷下限条件，依how的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直线（4）液相负荷下限线。

取液上层高度how?0.03m作为液相负荷下限条件，依how的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直线（4）

231212?2.84/1000????3600?LS?min/lW???0.03

233取E=1 ?LS?min????0.03?1000?/?2.84?1????1.96/3600??0.0026m/s

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

23

根据式⑶⑷⑸可分别作出塔板负荷性能图上的五条线，如附图（1）。 由塔板负荷性能图可以看出:

规定的气、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。 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下线由漏液线控制。

按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限

?VS'?max?12.31m3/s气相负荷下限?VS'?min?2.7625m3/s 所以

操作弹性=

VSmax12.31??4.4561 VSmin2.7625陕西科技大学毕业论文 24

现将计算结果列表：

表2.5 精馏段的工艺数据

项目塔径 塔径D/m 板间距HT/m 塔板形式 精馏段数及说明 2.800 0.5 双溢流弓形降液管 空塔气速u/(m/s) 堰长lW/m 堰高hW/m 板上液层高度hL/m 浮伐个数N/个 伐孔气速u0/(m/s) 伐孔动因数F0 孔心距t/m 排间距t/m 单板压降?PP/Pa 液体在降液管内停留时?/s 降液管内清夜层高度Hd/m 泛点率% 气相负荷上限(VS)max/(m3/s) 气相负荷下限(VS)max/(m3/s) 操作弹性 '备注 分块式塔板 1.0768 1.96 0.05 0.08 859 6.0365 10 0.08 0.07 0.6 19.4228 0.00153 56.32 12.31 2.7625 4.4561 等六边形插排 指同一横排的空心距 指同相邻二横排的中心线距离 雾沫夹带控制 漏夜控制

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

25

第2.4节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.4.1 以提馏段为例进行计算

（1） 操作压力计算 单板压降 ≤0.7KPa 全塔效率 ET=0.5

塔底操作压力 PD?101.325KPa 每层塔板压降 ?P?0.6KPa

进料板压力 PF?101.325?0.6?32?120.525KPa 提馏段平均压力 Pm?（2）操作温度的计算

前面已用泡点方程通过试差法计算出泡点温度。 塔底温度 tW?135℃ 进料板温度 tF?126℃ 提馏段平均温度 tm?（3）平均摩尔质量计算

塔底平均摩尔质量计算

由逐板计算理论塔板得 由xw?0.0318 根据相平衡方程的y=0.0626

MVWM=0.0626?92.14+ ?1?0.0626??106.17=105.2917Kg/Kmol

135?126?130.5℃ 2101.325?120.525?110.925KPa

2MVWM=0.0318?92.14+ ?1?0.0318??106.17=105.7238Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算

由逐板计算法计算理论塔板得 yF?0.7248，xF?0.5647

MVFm?0.7248?92.14??1?0.7248??106.17?96.0010Kg/Kmol MLFm?0.5647?92.14??1?0.5647??106.17?98.2473Kg/Kmol

提馏段平均摩尔质量

MVm?(92.7531?96.0010)?2=94.3771Kg/Kmol

MLm= ?93.3313?98.2473??2=95.7892 Kg/Kmol

陕西科技大学毕业论文 26

（4）平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程：

?Vm?PmMVm106.125?94.3771= =3.0642Kg/m3 8.314??120?273.15?RTm②液相平均密度

液相平均密度用式 1/?Lm??ai/?i计算

当tW=135℃，塔底液相平均密度的计算，查液相平均密度表得：

?甲=753.48Kg/m3，?乙=761.01Kg/m3

?LWm=

1=760.7819Kg/m3

?0.03/753.48?0.97/761.01?进料板液相平均密度的计算 当tF?126时，查液体平均密度得：

?甲=761.6Kg/m3，?乙=769.04Kg/m3

?LFm?1?765.0818Kg/m3

?0.5296/761.6?0.4704/769.04?760.7819?765.0818?762.9319Kg/m3

2提馏段液相平均密度为?Lm?（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， 塔底液相平均表面张力的计算。

当tW=135℃，查液相平均表面张力图得：

?甲=14.98mN/m,?乙=16.11mN/m

则 ?LWm=0.0318?14.98+0.9682?16.11=16.0741mN/m 进料板液相平均表面张力的计算

当tF?126℃时，查液相平均表面张力图得

?甲?16.26mN/m，?乙?17.51mN/m

则 ?LFm?0.5647?16.26?（1?0.5647）?17.51?16.8041mN/m 提馏段液相表面张力为

16.8041?16.0741?16.4391mN/m

2?Lm?

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

27

（6）液体平均粘度计算

液相平均粘度用式lg?Lm??xilg?i计算

塔底液相平均粘度的计算，tW=135℃，查液相平均粘度图得：

?甲?0.223mPa?s，?乙?0.241mPa?s

lg?LDm?0.0318lg?0.2230??0.9682lg?0.2410?

解出 ?LDm?0.2404mPa?s 进料板液相平均粘度的计算

当tF?126℃ ，查液相平均粘度图得：

?甲?0.23mPa?s， ?乙?0.24mPa?s

lg?LFm?0.5647lg?0.23??0.4353lg?0.24?

解出 ?LFm?0.2343mPa?s 提馏段液相平均表面张力为

?Lm??0.2404?0.2343??2?0.2374mPa?s

2.4.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

VS?LS?VMVm682.3769?94.3771??5.8381m3/s3600?Vm3600?3.0642LMLm432.7846?95.7892??0.0151m3/s

3600??Lm3600?762.93190.2由umax?L??V????C式中C由式C?C20??计算，其中C20由史密斯关联图

?V?20?查取，图的横坐标为，

LSVS??L?0.0151?3600?762.9319???????0.0408 5.8381?3600?3.0642???V?1212取板间距HT?0.5m,板上液层高度hL?0.08 则 HT?hL?0.5?0.08?0.42m 查图得，C20?0.093

0.20.2C?C20???20?

??L??16.4391??0.093????20??0.0894

陕西科技大学毕业论文 28

umax?0.0894762.9319?3.0642?1.4078m/s

3.0642取安全系数为0.76，则空塔气速为 u?0.76umax?0.76?1.4078=1.0699m/s

D?4VS4?5.8381??2.6358m ?u??1.0699按标准塔径圆整后为D=2.800m 塔截面积为 AT?实际空塔气速为 u'??4D2??4?2.8002?6.1575m2

5.8381?0.9481m/s

6.1575（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??16?1??0.5?7.5m

提馏段有效高度为：

Z提??N提?1?HT??16?1??0.5?7.5m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为：

Z?Z精?Z提?0.8?7.5?7.5?0.8?15.8m

2.4.3 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置的计算

因塔径D=2.800m,可选用双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ①堰长lW

取 lW?0.7D?0.7?2.800?1.96m ②溢流堰高度hW 由 hW?hL?hOW

选用平直堰，堰上液层高度hW由式hOW近似取E=1，则 hOW2.84?LS?E?1000??lW????2/3计算，

2.84?0.151?3600???1???10001.96??2/3?0.03m

取板上清液层高度hL?80mm

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

29

故 hW?0.08?0.03?0.05m ③弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

AlWW?0.7，查相关资料得f?0.094,d?0.152 DATD故 Af?0.094AT?0.094?6.1575?0.5788m2

Wd?0.152D?0.152?2.800?0.4256m

依式??3600AfHTLS验算液体降液管中停留的时间，即

??故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度h0

3600?0.5788?0.5?19.1656s?5s

0.0151?3600h0?'取u0?0.10m/s

LS '3600lWu0则 h0?（2）塔板布置 ①塔板的分块

0.0151?3600?0.077m

3600?1.96?0.1因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为七块。 ②边缘区宽度的确定

取WS?WS'?0.090m,WC?0.050m ③开孔区面积计算

??r2?1x???r2?1x1?2222孔区面积Aa?2?xr?x?sinsin??2?x1r?x1??计算，

180r??180r??其中 x?r? x1?D2.800??Wd?WS???（0.4256?0.09）?0.8844m 22D2.800?WC??0.05?1.35m 22Wd0.4256?WS?????????????m 22

陕西科技大学毕业论文 30

故

Aa?2.7866m2

④浮阀的数目与排列

气体通过阀孔时的动能因数为

F0?u0?V 根据工业生产装置的数据，F0的数值常在9～12之间。 阀孔气速的计算

u0?阀孔数N的计算

F0?V?10?5.7127m/s

3.0642N??4VSd0u02

取阀孔直径d0?0.039m

N?5.8381?4?856个

?0.0392?5.7127浮阀排列方式采用等边三角形叉排。取同一横排的孔心距t?80mm?0.080m固定底边尺寸取t'?70mm?0.070m所以实际排出810个与计算个数基本相同。 所以实际伐孔气速为

u0?6.0365m/s

F0?6.0365?3.06420.5?10.5668

阀孔动能因数F0变化不大，仍在9～12内。 查单溢流浮阀盘系列表得阀数为117个。 塔板开孔率： ??u'/u0?10000?2.4.4浮阀塔板的流体力学验算

（1）塔板压降 hp?hc?h1?h? ①干板阻力的计算： u0c?1.825

0.9481?10000?15.7100 6.036573.1?5.6866m/s

3.0642年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

31

5.34??V?u02因u0＞u0c 所以hc??0.0398m液注

?L?2?g②板上充分液层阻力

甲苯和已苯的混合液为碳氢化合物，故?0?0.5

h1??0?hL?0.5?0.08?0.04m液注

③液体表面张力所造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计。 气体流经一层浮阀塔板的压强所相当的液注高度为

hp?hc?h1?0.0398?0.04?0.0798m液注

则 △ΡP=0.0798?762.9319?9.81?597.2521Pa

⑵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。 H????HT?hW?即Hd?hp?hL?hd

①前已算出 hp?0.0798m液注

②液体通过降液管的压头损失；因不设进口堰，即

?L??0.0151? hd?0.153??S??0.153????0.00153m液注

?1.96?0.077??lw?h0?22③前已选定液层高度为hL?0.08m

则 Ha?0.0798?0.08?0.00153?0.16133m 取 ??0.6,又已选定HT?0.5m,hW?0.05m则

??HT?hW??0.6??0.5?0.05??0.33m

可见Ha＜??HT?hW?,符合防止淹塔的要求。 ⑶雾沫夹带 泛点率的计算

VS泛点率=?V?V??L?V?L??V?1.36LS?ZL?10000

KCFAbVS或 泛点率=0.78KCFAT?10000

ZL?D?2Wd?2.8?2?0.4256?1.9488m

Ab?AT?2Af?6.157?5?20.57?882 4.m9999

陕西科技大学毕业论文 32

按表史密斯关联图物性系数K?1.0,又由《化工原理下册》图3-13查得泛点负荷系数CF?0.145

5.83813.0642?1.36?0.0151?1.9488762.9319?3.0642?10000?56.6600

1?0.145?4.9999泛点率=5.8381又得泛点率=3.0642762.9319?3.0642?1000?53.230

000.78?1?0.145?6.1575根据上式计算出的泛点率都在80％以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev＜0.1kg?液?/kg?气?的要求。 ⑷塔板负荷性能计算: ①雾沫夹带线

VS泛点率=按泛点率为80％计算如下:

VS?V?1.36LSZL???VLKCFAb?10000

泛点率=3.0642?1.36LS?0.912762.9319?3.0642?10000?8000

1?0.145?4.9999整理得： VS?9.1339?41.7386?LS 由式⑴算出相应的VS值列与下表中:

表2.6 提馏段的雾沫夹带线的取值

LS,m3/s VS,m3/s

0.01 8.72 0.015 8.51 0.02 8.3 0.025 8.09 ②液泛线 联立三式得

??HT?hW??hp?hL?hd?hc?h1?h0?hL?hd

由上式确定液泛线。忽略式中h0

??HT?hW??5.34??V?u02/??L?2?g??2

2??塔板结尺0.153?LS/lW?h0???1??0??hW??2.84/1000??E?3600LS/lW?3?因物系一定，

??寸一定，则HT,hW,h0,lW,?V,?L,?0及?等均为定值，又u0?VS/???d02?N/4??1.014VS

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

33

中N与d0也为定值，因此可将上式简化成VS与LS的如下关系：

VS2?231.82?0.18LS2?580.82L2/3S

在操作范围内任取若干个LS值，依式⑵算出相应的VS值列入下如下:

表2.7 提馏段的液沫夹带线的取值

LS/?m3/s? VS/?m3/s? 0.01 14.31 0.015 14.02 0.02 13.75 0.025 13.5 根据表中数据做出液泛线（4） ③液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s,易下式知液体停留时间为

??3600?Af?HT/Lh?3?5s以??5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

?LS?max?Af?HT/5?0.5788?0.5?5?0.0579m3/s

求出上限液体流量LS值﹝常数﹞。在VS?LS图上液相负荷上限为与气体流量VS无关的竖直线（2） ④漏液线

对于F1型重阀，依式

1212F0?u0???V??5计算，则u0?5/??V?又知VS???/4??d02?N?u0，则得

1??2VS???/4??d0?N??5/??V?2?

??以F0?5作为规定气体最小负荷的标准，则

1?22 ?VS?min???/4??d0?N?u0???/4??d0?N??5/??V?2???1???2 =??/4??0.039?810??5/?3.0642?2??2.7625m3/s

??据此做出与液体流量无关的水平漏液线（3）。 ⑤液相负荷下限线

取液上层高度how?0.0325m作为液相负荷下限条件，依how的计算式计算出LS的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直线⑸

23?2.84/1000????3600?LS?min/lW??取E=1

?0.03

233?LS?min????0.03?1000?/?2.84?1????1.96/3600??0.0026m/s

根据式⑶⑷⑸可分别作出塔板负荷性能图上的五条线，如附图（5）。 由塔板负荷性能图可以看出:

陕西科技大学毕业论文 34

任务规定的气、液负荷下的操作点P﹝设计点﹞，处在适宜的操作区内位置。 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下线由漏液线控制。

按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限

?VS?max?13.09m3/s,气相负荷下限?VS?min?2.7625m3/s 所以

操作弹性=

VSmax13.09??4.7385 VSmin2.7625

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

35

现将计算结果列表

表2.8 提馏段的工艺数据

项目塔径 塔径D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速u/(m/s) 堰长lW/m 堰高hW/m 板上液层高度hL/m 浮伐个数N/个 伐孔气速u0/(m/s) 伐孔动因数F0 孔心距t/m 排间距t/m 单板压降?PP/Pa 液体在降液管内停留时?/s 降液管内清夜层高度Hd/m 泛点率% 气相负荷上限(VS)max/(m3/s) 气相负荷下限(VS)max/(m3/s) 操作弹性 '精提段数及说明 2.8 0.5 单溢流弓形降管 0.9481 1.96 0.05 0.08 810 5.7127 10 0.08 0.07 0.6 19.1656 0.00153 56.66 13.09 2.7625 4.7385 备注 分块式塔板 等腰三角形叉排 指同一横排的空心距 指同相邻二横排的中心线距离 雾沫夹带控制 漏夜控制

陕西科技大学毕业论文 36

第2.5节 辅助设备

2.5.1 管道规格 （1）①原料管： FV?F?LFm?433.5681?92.14?52.2153m3h

765.0818d?FV4FV52.21533600????0.096m?96mm ?u0.785u0.785?2 圆整d?108?2?4?100m

②塔顶出料管 取?'?20m/s

d?VS5.8381??609.8mm '0.785u0.785?20圆整d?625?2?7.5?610mm ③塔釜蒸气管

查设计参考资料6得，在常压下u?10?40m/s，取u?20m/s则

d?VS5.8381??609.8mm '0.785u0.785?20圆整d?219?2?10?199mm ④塔顶回流管

由泵输送u?1?2m/s，取u?1.5m/s则

d?LS0.0149??112.5mm

0.785?u0.785?1.5圆整d?127?2?3.5?120mm ⑤塔釜出料管

由于u?0.5?1m/s，取u?0.8m/s则

d?LS0.0151??155.1mm

0.785?u0.785?0.8圆整d?159?2?4.5?150mm （2）储槽（原料罐） V???Vh ?—装料系数 取??0.82（??0.85） ? ??9h （??8h）

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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Vh?F?52.2153m3h

V?9?52.2153?587.4221m3

0.8 设

h1?1.5，?D2?1.5D?587.4221m3 D4 解得： D=7.9297m, h=11.8946m 2.5.2 选泵（进料泵）

?P?u2根据伯努利程 H??Z????hf选取原料罐液面高度为1—1截面，

?g2g原料管入塔处为2—2截面。 （1） ?Z?h2?h1

h1?h???0.8?11.8946?9.5157m

h2?h裙座?（N提-1）HT?1.5?1HT精 2 ?2?15?0.5?1.5?1?0.5?1.5?11.375m 2h2?h1?11.375?9.5157?1.8593m

（2）

?P?N精hP?16?0.0794?1.2704m液柱 ?gVh52.2153/3600?2.0049m/s ?A0.785?962?10?6（3）??(4) ?hf的计算

Re?d??? （原料液20℃）

?甲?867kg/m3 ?乙?867kg/m3

?L?1?867kg/m3

0.95/867?0.05/867粘度：20℃ ?甲?0.675mPa?s ?乙?0.758mPa?s

??0.6786mPa?s ????ixi?0.675?0.9563?0.758??1?0.956396?10?3?867?2.0049Re??245906.0371 ?30.6786?10??0.2 （无缝钢管）

陕西科技大学毕业论文 38

?d?0.0021 查??0.03

选l??le?3l?3?55?125m

?hf??l??ledu21252.00492??0.03???8.0029 2g96?10?32?9.81?P?U22.00492 H??Z????hf?1.8593?1.2704??8.0029?11.3375m

?g2g2?9.81Q?FV?52.2153m3/h

故 选择 IS50—32—125型离心泵

离心泵的规格表

泵型号 流 量扬程 转速 气蚀余 泵效率 轴功率 IS100-80-125 100 20 2900 4.5 78 7.0 配带功率 11 功率 m3h rmin 量

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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第3章 结论与讨论

第3.1节 结论

在本次设计中，我的题目是年产14万吨乙苯馏装置工艺设计，任务分离甲苯乙苯混合液。由于初次业设计经验不足，设计过程中遇到许多问题，如果设计中出现不妥之处，请老师加以指正。

在这次设计中我学到了许多东西，使我的思想与知识得到了很大提高，非常感谢师和同学对我的帮助。

第3.2节 讨论

关于节能型方案的选择

本流程中，加热原料液需水蒸气作为加热介质，而从塔顶出来的蒸汽需冷却水作为介质进行冷凝，若采用节能型方案，用塔顶蒸汽加热原料至一定的温度，塔顶蒸汽也被部分冷凝，这样即节省了加热介质水蒸气又节省了冷却水。 关于强制回流的讨论

本方案控制回流中采用强制回流，这样更便于控制回流比，但此时真正的回流为冷液回流而非泡点回流，因为在管道输送过程中有能量损失，我们只是将它近似为泡点回流但实际这种冷液回流相当于增大了回流比，可以增大产品的纯度。 关于负荷性能图的讨论

由附图可知，精馏段的操作弹性与提馏段的操作弹性分别为4.4561与4.7385，均在3～6之间，较为理想。对精馏段的负荷性能图，其操作点位于区域中间，不易发生雾沫夹带，其设计结果较好。设计结果十分理想。

陕西科技大学毕业论文 40

符号说明

英文字母

Aa—塔板开孔区面积，m2； Af—降液管截面积，m2；

AT—塔截面积， m2； C0—流量系数，无因次；

C—计算umax时的负荷系数，ms； D—塔径，m；

d0—伐孔直径m；

eV—液沫夹带量，Kg液Kg气；

ET—总板效率，无因次；

F0—伐孔孔气相动能因子，Kg12(s?m)； g—重力加速度9.81ms2；

12hc—干板阻力的液柱高度， m液柱；

hd—与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m；

h1—与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；

hL—板上清液层高度，m； h0—降液管的底隙高度，m； hOW—堰上液层高度，m；

hW—出口堰高度，m；

h?—与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； Hd—降液管内清液层高度，m；

HT—塔板间距，m； lW—堰长，m；

Ls—液体体积流量，m3h；

N?伐孔数目；N/个

NT—理论板层数；

年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计

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P—操作压力，Pa；

?P—压力降，Pa；

t—筛孔的中心距，m；

u—空塔气速，ms；

u0—气体通过伐孔的气速，ms； u0,min—漏液点气速，ms；

u?0—液体通过降液管底隙的速度，Vs—气体体积流量，m3h； Wc—过缘无效区宽度，m； Wd—弓形降液管宽度，m； Ws—破沫区宽度，m；

x—液相摩尔分数；

Z—板式塔的有效高度，m； 希腊字母

?—充气系数，无因次；

?—液体在降液管内停留时间，s；?—表面张力，Nm；

?—开孔率或孔流系数，无因次；

?—粘度，mPa?s； ?—密度，Kgm3；

max—最大的；

mix—最小的； L—液相的；

V—气相的；

ms；

陕西科技大学毕业论文 42

参考文献

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[3] 扬祖荣等编辑.化工原理.北京：化学工业出版社，2004 [4] 候文顺主编.化工设计概论. 北京：化学工业出版社，2005.3 [5] 王绍良化工设备基础.北京：化学工业出版社，2002.6

[6] 顾飞燕，胡望明编.化工热力学.第2版：化学工业出版社，2001.6 [7] 化工设计手册. 北京：化学工业出版社，1996

[8] 厉玉鸣主编.化工仪表及自动化.第4版.北京:化学工业出版社，2006.5 [9] 化工制图.胡建生 江会保，化学工业出版社.

[10]中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册（下册）[M]. 北京：化学工业出版社.2006

[11]中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册（上册）[M]. 北京：化学工业出版社.2006

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致 谢

本设计是在马鹏帅老师的精心指导下完成的，在此对他表示衷心的感谢。马老师以其严谨求实的治学态度、高度的敬业精神、兢兢业业、孜孜不倦的工作作风和大胆创新的进取精神对我产生了重要影响。尤其是在绘图及计算方面，经常为我们操劳到深夜，他的这种敬业精神是我们应当学习的。他还耐心地指导我，给了我很大的帮助。与此同时，在本次毕业设计过程中我不仅学到了许多有关化工方面的知识，而且也增长了我的绘图计算及计算机操作能力同时，在此次毕业设计过程中我也学到了许多关于精馏塔方面的知识，实验技能有了大的提高。另外，我还要感谢其他老师和同学们对我的帮助，使我得以顺利地完成本次论文。由于本人能力有限难免有不足之处，望大家指出。

最后，再次对关心、帮助我的老师和同学表示衷心地感谢。

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附图

附图1 精馏段负荷性能图

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