年产7万吨苯的精馏装置工艺设计毕业设计论文.doc

毕 业 论 文 题目题目： 年产年产 7 7 万吨苯的精馏装置工艺设计万吨苯的精馏装置工艺设计 诚信声明 本人声明： 所呈交的毕业论文年产 7 万吨苯的精馏装置工艺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 毕业设计（论文）任务书毕业设计（论文）任务书 设计（论文）题目：年产 7 万吨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：苯甲苯混合物；苯年生产能力 7 万吨；年开工日 330 天，连续操作；进料组 成：苯：70% （质量分数，下同） ；塔顶采出组成：甲苯 4%，塔釜采出组成：甲苯 97%；塔顶操作压力：常压；泡点进料；浮阀塔；全塔效率：45%；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： 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； 画出塔设备的装配图； 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： 设计各阶段名称起止日期 1下达任务书 9 月 15 日9 月 16 日 2查找资料明确设计目的及基本要求 10 月 1 日10 月 9 日 3编写说明书初稿 10 月 10 日10 月 15 日 4设计计算 10 月 16 日11 月 25 日 5绘制流程图和主要设备工艺条件图 11 月 26 日12 月 2 日 6编写说明书、制作幻灯片 12 月 3 日12 月 17 日 7后期修改、整理资料 12 月 18 日12 月 22 日 i 年产量 7 万吨苯的精馏装置工艺设计 摘 要 本设计的任务是设计用于分离苯-甲苯的苯浮阀精馏塔。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 ii handling capacity of 70,000 tons of benzene distillation process design abstrac the design task is to design for the separation of benzene - benzene, toluene distillation float valve. distillation is a multi-stage separation process, which at the same time many parts of the process of vaporization and partial condensation. distillation unit, including distillation, the raw material preheater, stills (reboiler), condenser, liquid reactor product cooler and cooler and other equipment. heat input from the tower reactor, part of the material in the tower after repeated distillation condensate separated from the condenser and the cooling medium will be cooler in the heat away. according to the heating means to determine whether to set the reboiler bottom, bottom reboiler set when indirect heating, the heating system for a variety of things, and is widely used. as the design set reboiler, so the use of indirect heating. because benzene - toluene is easy to separate the two-component material system, so the atmospheric pressure distillation. choose the feed thermal conditions bubble point feed, so rectifying section and the stripper tower section of the same amount of steam rising, and not subject to seasonal climate. float valve tower is the tower in the blister developed on the basis of. it has a large capacity, operating flexibility, high efficiency plate, the pressure is small, long life cycle and so on. reflux ratio determined by a graphical method and plates calculations, the design-by-plate calculation, although the calculation is more complicated, but the accuracy is higher. theoretical plate determined, calculate the actual plate number, and then design the tower and the plate all the parameters, and calculate the distance between primary plate tower diameter, these data are based on distillation calculations based on data segment. float valve opening rate of the tower design to meet certain requirements, that is, to determine the appropriate number of float valve, float valve aperture is selected to determine the type of float valve, float valve increased the number of steam through the valve hole gas speed and aperture to determine, this is only the theoretical calculation of the number of float valve, the actual layout to be determined by making plate, if the layout of the float valve opening rate and the number does not meet the valve hole gas velocity, we must re-arranged to satisfy the needs requirements, the arrangement of the valve hole using isosceles triangle cross row. finally, the plate-load performance figure entrainment limit line, liquid pan-line leakage line, liquid line load limit calculations and to determine the tower structure. keywords: distillation column, float valve, into the bubble point iii 目 录 摘 要 .i abstrac ii 1 绪论 1 1.1 概 述 1 1.1.1 苯，甲苯性质及危害 .1 1.2 苯与甲苯、危害及区别.2 1.3 苯与甲苯的工业用途.2 1.4 我国苯和甲苯生产技术与发展概况.3 1.4.1 国外情况 .4 1.5 精馏塔的概念及工作原理：.4 1.6主要设备 .5 1.6.1.浮阀塔.5 1.6.2 再沸器 .6 1.6.3 冷凝器 .6 1.7.操作特性 6 1.7.1 操作压力 .7 1.7.2 加料方式. 7 1.7.3 进料状态. 7 1.7.4 冷凝方式. 7 1.7.5 加热方式. 8 1.7.6 热能的利用 .8 1.7.7 确定设计方案的原则 .8 1.8流程说明 .9 1.9问题研究 .9 2 工艺计算 .10 2.1 原始数据 .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 2.2.3 物料衡算 11 2.3 塔板数的确定 .11 iv 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 24 热量衡算.15 2.4.1 塔顶、塔底汽化潜热的计算 15 2.4.2 对精馏段（塔顶冷凝器） 16 2.4.3 对提馏段（再沸器）16 2.4.4 热蒸汽消耗量 16 2.5 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .16 2.5.1 操作压力的计算 16 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 23 2.7 塔板主要工艺尺寸的计算 .23 2.7.1 溢流装置的计算 23 2.7.2 塔板布置25 2.8 浮阀塔的流体力学验算.27 2.8.1 塔板压降27 2.8.2 淹塔 28 2.8.3 雾沫夹带 29 2.9 塔板负荷性能图31 2.9.1 雾沫夹带线 31 2.9.2 液泛线 32 2.9.3 液相负荷上限线 33 2.9.4 漏液线对于型重阀（为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷）34 1 f 2.9.5 液相负荷下限线 34 2.9.6 塔的操作弹性 35 3 塔体结构36 v 3.1 塔顶空间36 3.2 人孔36 4 辅助设备 37 4.1 管道规格 .37 4.1.1 塔出料管：37 4.1.2 塔顶回流管 37 4.1.3 塔釜出料管37 4.2 储槽（原料罐） .38 4.3 选泵（进料泵）.38 4.4 选再沸器 .39 4.5 所设计浮阀的主要结果总汇表 .40 5 结论与讨论 .42 5.1 结论42 5.2 方案讨论42 5.2.1 关于节能型方案的选择42 5.2.2 关于操作条件优化节能42 5.2.3 关于强制回流的讨论42 5.2.4 关于负荷性图的讨论.42 5.2.5 关于换热器的选择.42 参 考 文 献 44 致 谢 45 符号说明 .46 附 录 48 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计1 1 绪论 1.1 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。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 1.1.1 苯，甲苯性质及危害 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/cm，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 mpas，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 。 （2）苯的沸点为 80.1，熔点为 5.5，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气 味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为 0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯 难溶于水，1 升水中最多溶解 1.7g 苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和 一些非极性的无机分子的能力很强。苯能与水生成 恒沸物 ，沸点为 69.25，含苯 91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）2 1.2 甲苯与苯的化学性质 （1）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/cm。 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； 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一份甲苯和三份 硝酸 硝化，可得到 三硝基甲苯 （俗名 tnt，梯恩梯） ，是威力很大的 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。 （2）苯参加的化学反应大致有 3 种：一种是其他基团和苯环上的氢原子之间发生的取 代反应；一种是发生在 c=c 双键上的加成反应；一种是苯环的断裂。 1.2 苯与甲苯、危害及区别 （1）苯 由于苯的挥发性大，暴露于空气中很容易扩散。人和动物吸入或皮肤接触大量苯 进入体内，会引起急性和慢性苯中毒。有研究报告表明，引起苯中毒的部分原因是由 于在体内苯生成了 苯酚 。 特别注意：长期吸入会侵害人的神经系统，急性中毒会产生神经痉挛甚至昏迷、 死亡；在 白血病 患者中，有很大一部分有苯及其有机制品接触历史。 （2）甲苯 侵入途径：吸入、食入、经皮吸收；健康危害：对皮肤、 粘膜 有刺激性，对 中 枢神经系统 有麻醉作用； 急性中毒 ：短时间内吸入较高浓度本品可出现眼及上呼吸 道明显的刺激症状、眼结膜及咽部充血、头晕、头痛、恶心、呕吐、 胸闷 、四肢无 力、步态蹒跚、 意识模糊 。重症者可有躁动、抽搐、昏迷；慢性中毒：长期接触可 发生 神经衰弱综合征 ，肝肿大，女性月经异常等。皮肤干燥、皲裂、 皮炎 。 1.3 苯与甲苯的工业用途 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计3 （1）早在 1920 年代，苯就已是工业上一种常用的溶剂，主要用于金属脱脂。由于 苯有毒，人体能直接接触溶剂的生产过程现已不用苯作溶剂。 苯有减轻爆震的作用而能作为汽油添加剂。在 1950 年代 四乙基铅 开始使用以前， 所有的抗爆剂都是苯。然而现在随着含铅汽油的淡出，苯又被重新起用。由于苯对人 体有不利影响，对地下水质也有污染，欧美国家限定汽油中苯的含量不得超过 1%。 苯在工业上最重要的用途是做化工原料。苯可以合成一系列苯的衍生物： 苯的最主要的用途是制取乙苯，其次是制取环己烷和苯酚。苯经取代反应、加成 反应、氧化反应等生成的一系列化合物可以作为制取塑料、橡胶、纤维、染料、去污 剂、杀虫剂等的原料。大约 10%的苯用于制造苯系中间体的基本原料。此外，苯有良好 的溶解性能，可作为化工生产中的溶剂。苯与乙烯生成乙苯，后者可以用来生产制塑 料的苯乙烯；苯与丙烯生成异丙苯，后者可以经异丙苯法来生产 丙酮 与制树脂和粘 合剂的苯酚；制尼龙的环己烷；合成顺丁烯二酸酐；用于制作 苯胺 的硝基苯；多用 于 农药 的各种氯苯；合成用于生产洗涤剂和添加剂的各种烷基苯。合成 氢醌 ， 蒽 醌 等化工产品。 （2）甲苯是基本有机原料之一，大量由于提高辛烷值汽油组分和多种用途的溶剂。 从甲苯中可以衍生出许多种化工原料，例如：苯、二甲苯、苯甲酸、甲苯二异氰酸脂、 氯化甲苯、甲酚和对甲苯磺酸等。这些原料可进一步制造合成纤维、塑料、炸药和染 料等。 1.4 我国苯和甲苯生产技术与发展概况 1.4.1 国内情况 苯和甲苯都是重要的有机化工原料。以苯为原料可合成 250 种以上的有机化学品， 但主要衍生物为乙苯、异丙苯、环己烷和硝基苯。2005 年全球苯消费总量为 4100 万 t，其中上述 4 种衍生物分别占 53%，18%，13%和 7%，占总消费构成的 91%。甲苯可成 用于汽油掺和组份、溶剂及通过歧化和烷基转移制苯和二甲苯，并可合成多种有机化 学品。 我国苯和甲苯主要来自催化重整油、裂解汽油和焦化轻油。随着石油化工的发展，石 油苯和甲苯已为主要来源，而且苯和甲苯重要来源现代化的芳烃联合装置。在芳烃抽 提技术方面，中国石化石油科学研究院成功开发了具有自主知识产权的芳烃抽提蒸馏 技术(sed)，并已分别应用于中国石油大连分公司 15 万 t/a 工业装置和赛科公司 55 万 t/a 工业装置。sed 技术采用环丁砜和助溶剂 cos，显著增强了芳烃的溶解能力，提高 了苯的收率。赛科装置的标定结果表明，在苯和甲苯的纯度不低于 99.96%和 99.91%的 情况下，回收率分别大于 99.3%和 98.7%，达到了世界先进水平。在加氢脱烷基技术方 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）4 面，燕山石化和宝钢集团分别引进的 10 万 t/a“pyrotol”工艺装置和 5 万 t/a“litol”工艺装置早在投入运行，并且技术又得到进一步的改进。 1.4.2 国外情况 据统计，2006 年全球苯总生产能力为 4464.94 万 t，其中北美 962.1 万 t，占 21.5%，南美 118.2 万 t，占 2.6%，西欧 932.8 万 t，占 20.9%，东欧 544.3 万 t，占 12.2%，中东/非洲 262.2 万 t，占 5.9%，亚太地区 1645.3 万 t，占 36.9%。2004 年全 球苯消费量为 3700 万 t，预计 2010 年增至 4610 万 t，年均增长率 3.7%。相应生产能 力，2004 年 4320 万 t，2010 年达到 5010 万 t，增加 690 万 t，年均增长率 2.5%。2004 年全球甲苯消费量 1660 万 t，预计 2010 年增至 1910 万 t，增加 260 万 t，年均增长率 2.4%。相应的生产能力，2004 年 2470 万 t，2010 年达到 2680 万 t，增 加约 200 万 t，年均增长率 1.3%。 1.5 精馏塔的概念及工作原理： （1）概念：精馏是利用多次部分气化和多次部分冷凝分离液体混合物的过程。 （2）蒸气由塔底进入。蒸发出的气相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)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断 地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底， 其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。由塔顶上升的气相进入 冷凝器 ，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液 取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入 再沸器 ，加热蒸发成气相返回塔中，另 一部分液体作为釜残液取出。 （3）原理：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 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计5 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。 1.6 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： 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。 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。 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。 1.6.1.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 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）6 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。 1.6.2 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。 1.6.3 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。 1.7 操作特性 各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作，才能保证气液两相有效接触，从而 得到较好的传质效果。可用塔板负荷性能图来表示塔板正常操作时气液流量的范围， 图中的几条边线所表示的气液流量限度为：(a)漏液线。气体流量低于此限时，液体经 开孔大量泄漏。(b)过量雾沫夹带线，气体流量高于此限时，雾沫夹带量超过允许值， 会使板效率显著下降。(c)液流下限线。若液体流量过小，则溢流堰上的液层高度不足， 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计7 会影响液流的均匀分布，致使板效率降低。(d)液流上限线。液体流量太大时，液体在 降液管内停留时间过短,液相夹带的气泡来不及分离,会造成气相返混，板效率降低。 (e)液泛线。气液流量超过此线时，引起降液管液泛，使塔的正常操作受到破坏。如果 塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好，就称这些塔板的操作弹性大。 浮阀塔和泡罩塔的操作弹性较大，筛板塔稍差。这三种塔型在正常范围内操作的板效 率大致相同。 1.7.1 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。 1.72 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。 1.7.3 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(q1)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(q900 的大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：mm 按泛点率为 80%计算如下 泛点率 00 1.36 100 v ssl lv fb vl z kc a 精馏段 泛点率 00 1.36 100 v ssl lv fb vl z kc a 00 2.7564 1.361.52 809.25972.7564 10080% 1.0 0.125 2.2307 ss vl 整理得 4.830835.3368 ss vl 由上式计算相应的值在下列表 ss lv 表表 2-92-9 精馏段雾沫夹带的取值表精馏段雾沫夹带的取值表 3 / s lms 0.0030.0080.0130.0180.023 0.028 3 / s vms 4.72484.54814.3714 40181 1.2660 3.8414 据表中画出雾沫夹带线（1） 提馏段 泛点率 00 1.36 100 v ssl lv fb vl z kc a 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计33 00 2.2692 1.361.54 802.88122.2692 10080% 1.0 0.122 2.2307 ss vl 整理得 5.184538.8571 ss vl 由上式计算相应的值在下列表 ss lv 表表 2-102-10 提馏段雾沫夹带的取值表提馏段雾沫夹带的取值表 3 / s lms 0.0030.0080.0130.0180.028 0.028 3 / s vms 5.06794.87354.67944.48514.2908 4.0965 据表中画出雾沫夹带线（1） 2.9.2 液泛线 指降液管内泡沫层允许达到最大值时的关系。 ss vl 塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。 联立三式得 0twpldclld hhhhhhhhhh 由上式确定液泛线，忽略式中 0 h 液泛线 联立三式得 指降液管内泡沫层允许达到最大值时的关系。 ss vl 塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。 时可整理出的曲线方程。 twdpld hhhhhh 222/3 sss avbcldl 其中： 5252 1.91 10/1.91 102.7564/ 809.2597 2540.0101 vl an 0 (1)0.7 0.450.7 1 0.50.03680.2856 tw bhh 2222 0 0.1530.153 140.4959 1.20.0275 w c l h 0 2/32/3 10.667 (1) (0.667)(1 0.5) 10.8860 1.2 w de l 得出曲线方程为 (2-64) 222/3 0.01010.2856 140.49590.886 sss vll 在操作范围内任取若干个值，算出相应的值列于下表中 s l s v 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）34 表表 2-112-11 精馏液泛线取值精馏液泛线取值 3 / s lms 0.0030.0080.0130.018 3 / s vms 5.13104.8874.5914.2126 据表中数据做出液泛线（2） 。 提馏段 液泛线 联立三式得 指降液管内泡沫层允许达到最大值时的关系。 ss vl 塔板的适宜操作区应在此线以下，否则将会发生液泛，使塔不能正常操作。 时可整理出的曲线方程。 twdpld hhhhhh 222/3 sss avbcldl 其中： 5252 1.91 10/1.91 102.2692/ 802.8812 3070.0057 vl an 0 (1)0.6 0.450.6 1 0.50.03610.2375 tw bhh 2222 0 0.1530.153 118.0556 1.20.03 w c l h 0 2/32/3 10.667 (1) (0.667)(1 0.5) 10.886 1.2 w de l 出曲线方程为 (2-65) 222/3 0.00570.2375 118.05560.886 sss vll 在操作范围内任取若干个值，算出相应的值列于下表中 s l s v 表表 2-122-12 提馏液泛线取值提馏液泛线取值 3 / s lms 0.0030.0080.0130.018 3 / s vms 6.19825.84185.43834.9278 据表中数据做出液泛线（2） 。 2.9.3 液相负荷上限线 当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间过短， 则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。 要求液体在降液管内的停留时间秒，取秒计算，则3600/ 43 5 ft ah4 精馏段 3 f smax a3.14 0.157 (l ) =0.1643/ 44 t h ms 提馏段 3 f smax a3.14 0.157 (l ) =0.1643/ 44 t h ms 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计35 求出上限液体流量值（常数）在图上做出液相负荷上限线为与气体流量 s l ss vl 无关的竖直线（3） 。 s v 2.9.4 漏液线对于型重阀（为不发生严重漏液现象时的最低气相负荷） 1 f 对型重阀，当时，泄漏量接近 10%为确定气相负荷下限的依据。当 1 f 0 5 6f 时， 0 5f 0 5/ v u 0 2 0 v = 4 s dnu 0 2 v =5/ 4 sv dn 以作为规定的气体最小负荷的标准，则 0 5f 精馏段 0 223 min 55 v=0.0392540.1828/ 442.7564 s v dnms （） 提馏段 0 223 min 55 v=0.0393070.2435/ 442.2692 s v dnms （） 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）. 2.9.5 液相负荷下限线 取液上层高度作为液相负荷下限条件，依0.0060,0.0143 owow hmhm（精）（提） 的计算出的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直线 ow h s l （5）. 由于（精） 2/3 min 3600 2.84 0.006 1000 s ow w l he l （提） 2/3 min 3600 2.84 0.006 1000 s ow w l he l 取 e=1 可以推出：（精） 2/3 2/3 min 10001 0.006 2.843600 w s l l e （提） 2/3 2/3 min 10001 0.0143 2.843600 w s l l e 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）36 精馏段：= min s l 3 2 0.006 1000 / 2.84 11.2/3600 3 0.001/ms 提馏段：= min s l 3 0.001/ms 由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。 根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1） 、 （2） 、 （3） 、 （4）及（5） 共五条线，见附图。 由塔板负荷性能图可以看出： （1）任务规定的气、液负荷下的操作点 p（设计点） ，处在适宜操作区以内的适中 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）按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限和下限，进而求出操作 弹性。 2.9.6 塔的操作弹性 在塔的操作液气比下，在附图上作出操作线 op（操作点与坐标原点的连线） ，操作 线 op 与负荷性能图交点的气相负荷与之比，称为操作弹性。 ,maxs v ,mins v 精馏段 ,max 5.0 s v 气相负荷下限 ,min 0.1828 s v 操作弹性 ,max ,min 5.0 27.3523 0.1828 s s v v 提馏段 ,max 5.65 s v 气相负荷下限 ,min 0.2435 s v 操作弹性 ,max ,min 5.65 23.2033 0.2435 s s v v 设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操 作弹性。 3 塔体结构 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计37 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔） 、基座、除沫器 等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其它处根据需要决定其间距。 3.1 塔顶空间 塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降， 此段远高于板间距（甚至高出一倍以上） ，或根据除沫器要求高度决定。 因板间距，故选取塔顶间距400 t hmm800 d hmm 3.2 人孔 一般每隔层塔板设一人孔（安装、检修用） ，需经常清洗时每隔块塔板6 83 4 处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于 600，人孔直径一般为mm （特殊的也有长方形人孔） ，其伸出塔体的筒体长为，人孔450 500mm200 250mm 中心距操作平台约。800 1200mm 本次设计中计算得实际板层数为 29，故设人孔 3 个，并且选人孔处板间距 。800 p hmm 4 辅助设备 陕西科技大学毕业论文（设计说明书）38 4.1 管道规格 4.1.1 原料管: (4-1) 3 105.56 78.11 14.6043/ 805.2597 v lfm f fmh (4-2) 14.6043/3600 0.071077.1 40.7850.785 0.785 vv ff dmmm uu 查表 选 89 4mm 4.1.2 塔出料管： 查资料得在取10 40/um s30/um s 44 0.5579 0.1539153.9 30 s v dmmm u 查表 选168 7mm 4.1.3 塔釜蒸汽管 查资料得在取10 25/um s24/um s 44 2.4354 0.3594359.4 24 s v dmmm u 查表 选377 8mm 4.1.4 塔顶回流管 用泵输送 取1 2/um s1.6/um s 44 0.0033 0.052452.4 1.6 s l dmmm u 查表 选 50 3mm 4.1.5 塔釜出料管 取0.5 1/um s0.7/um s 44 0.0081 0.1213121.3 0.7 s l dmmm u 年产 7 万吨苯的精馏装置工艺设计39 查表 选140 9mm 4.2 储槽（原料罐） (4-3) h v v 装料系数 取（） 0.7585. 0 （ h8 ）9h (4-4) 3 14.6043/ hv vfmh 3 9 14.6043 155.7792 0.75 h v vm