《甲苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計》5800字（論文）

甲苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計TOC\o"1-3"\h\u25189摘要 IV252關(guān)鍵詞 IV52191引言 1295931.1設(shè)計的背景和意義 153551.2精餾流程的確定 247412設(shè)計任務(wù)書 2229632.1設(shè)計題目 2220542.2設(shè)計任務(wù)及操作條件 3299582.3設(shè)計內(nèi)容及要求 3320413精餾塔的工藝設(shè)計 346473.1塔的物料恒算 3306983.1.1甲苯含摩爾分率 345093.1.2平均摩爾質(zhì)量 4307243.1.3全塔物料衡算 4115153.2塔板數(shù)的確定 434543.2.1甲苯-乙苯的溫度組成 415183.2.2確定操作的回流比R 5179613.2.3操作線方程 5252223.2.4相圖解法求理論板層數(shù) 5105433.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù) 6105323.3.1操作壓力計算 6306953.3.2溫度 61083.3.3平均摩爾質(zhì)量計算 798233.3.4平均密度 7235953.3.5液體平均表面張力 9208113.3.6液體平均粘度計算 10179413.3.7相對揮發(fā)度 11256413.3.8實際塔板數(shù)Np的求取 11270754精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算 12312054.1精餾段的氣、液負(fù)荷計算 12259504.1.1摩爾流率 1249324.1.2質(zhì)量流率 12114754.1.3體積流率 12229914.2提餾段的氣、液負(fù)荷計算 12316305塔和塔板主要工藝尺寸 1369545.1塔徑 13289285.2溢流裝置計算 15184125.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 1657715.3.1塔板分布 16231615.3.2浮閥數(shù)目與排列 16167675.4塔高 18280145.4.1塔的頂部空間高度 1867345.4.2塔的底部空間高度 18180735.4.3塔的高度 1866955.5塔板的流體力學(xué)計算 186675.5.1氣相通過浮閥塔板的壓降 1868045.5.2淹塔 19119355.5.3霧沫夾帶 20119795.6塔板負(fù)荷性能圖 21186405.6.1霧沫夾帶線 21319585.6.2液泛線 2295855.6.3液相負(fù)荷上限 23155585.6.4漏液線 23260545.6.5液相負(fù)荷下限 24303325.6.6塔板負(fù)荷性能圖 24223155.6.7提餾段和精餾段的操作彈性計算 2568716精餾塔設(shè)計參數(shù)結(jié)果一覽表 2510447結(jié)語 2715182參考文獻(xiàn) 2819906致謝 29甲苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計摘要：精餾塔可以利用混合物質(zhì)的揮發(fā)度不同來進(jìn)行分離的設(shè)備，甲苯和乙苯的分離對于提純甲苯是有很好的方法，經(jīng)過一系列的設(shè)計和規(guī)劃，設(shè)計出相應(yīng)的精餾塔的相關(guān)操作要求和流程設(shè)計。關(guān)鍵詞：甲苯-乙苯精餾；工藝設(shè)計；精餾塔設(shè)計1引言1.1設(shè)計的背景和意義該設(shè)計是根據(jù)精餾塔進(jìn)行分離甲苯和乙苯的混合物，通過按照國家的設(shè)計要求標(biāo)準(zhǔn)和相關(guān)的化工設(shè)計實施相關(guān)政策，同時符合經(jīng)濟(jì)實用、安全的要求。甲苯的應(yīng)用，甲苯當(dāng)做有機(jī)溶劑和有機(jī)的添加劑，也是屬于有有機(jī)的原料，同時大量甲苯的運(yùn)用可以提高相應(yīng)的物質(zhì)的分解質(zhì)量，同時甲苯也作為中間產(chǎn)物可以用于相應(yīng)的化工物質(zhì)的合成。通過對于石油的產(chǎn)物中的甲苯和乙苯的混合物的分離，精餾塔可以用作為主要的化工設(shè)備，可以提高甲苯的制造率精餾塔作為常見分離設(shè)備，主要是由于精餾塔板組成，精餾塔塔板有相應(yīng)的浮閥塔和篩板他，浮閥塔的孔可以根據(jù)氣流來進(jìn)行調(diào)節(jié)，同時浮閥塔的塔板之間的結(jié)構(gòu)比較簡單，同時制作方便，導(dǎo)致制作的成本較低，同時提高生產(chǎn)能力，故本設(shè)計所用的設(shè)計板為浮閥塔板對于相應(yīng)的精餾塔設(shè)計中，要辨別一個設(shè)計是否達(dá)到標(biāo)準(zhǔn)，要通過判斷產(chǎn)品的的生產(chǎn)的質(zhì)量，精餾塔的設(shè)計要求符合操作條件，同時要滿足相關(guān)的成本預(yù)算。1.2精餾流程的確定本設(shè)計中的進(jìn)料方式采用泡點進(jìn)料，原料在預(yù)熱器中加熱到相應(yīng)溫度后進(jìn)入精餾塔中，在精餾塔塔頂上面進(jìn)行冷凝，在使液體進(jìn)行回流至精餾塔中，剩余的部分物質(zhì)進(jìn)行冷卻后進(jìn)行存蓄罐中、塔底的剩余物質(zhì)進(jìn)行冷卻后送至儲罐，詳情見圖1。圖1流程圖2設(shè)計任務(wù)書2.1設(shè)計題目處理120000噸甲苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計2.2設(shè)計任務(wù)及操作條件生產(chǎn)能力：每年投入120000噸的甲苯-乙苯。甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為原料液中含45%，塔頂為97%，塔釜?dú)堃褐屑妆胶坎坏酶哂?%。生產(chǎn)時操作條件：塔頂壓力：4KPa進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點進(jìn)料加熱蒸氣壓力：0.5MPa單板壓降：≤0.7kPa工作日：330×24h工藝要求：浮閥塔工藝設(shè)計2.3設(shè)計內(nèi)容及要求精餾塔的工藝計算設(shè)計塔板的設(shè)計結(jié)構(gòu)及檢驗精餾塔流體力學(xué)設(shè)計是否符合常規(guī)設(shè)計；根據(jù)相應(yīng)方程進(jìn)行塔板負(fù)荷性能圖的繪制；塔的尺寸及設(shè)備預(yù)覽3精餾塔的工藝設(shè)計3.1塔的物料恒算3.1.1甲苯含摩爾分率進(jìn)料含量：塔頂含量：塔釜含量：3.1.2平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量：塔頂平均摩爾質(zhì)量：塔釜平均摩爾質(zhì)量：3.1.3全塔物料衡算3.2塔板數(shù)的確定3.2.1甲苯-乙苯的溫度組成表1Antoine方程常數(shù)Antoine方程常數(shù)物質(zhì)ABC溫度范圍℃甲苯6.0795511344.804219.482016～137乙苯6.08208011424.2548213.060226～163甲苯-乙苯的混合物可以看做為理想的物系，故可以采用圖解法來簡單的計算精餾塔理論板層數(shù)。t/℃110.62113116119122PA0101.3089108.3452117.7551127.7933138.4877PB048.071251.761156.73181262.077267.816302x1.00000.87550.7303030.5969020.473802y1.00000.93640.8491020.7530020.647701t/℃125128131134136.324PA0149.86741161.9602174.7987188.4096199.50441PB073.9700180.5590287.6043895.1280101.2992x0.360120.2548030.1571010.06620.0000y0.532720.4074010.2710030.12310.0000表2甲苯-乙苯的溫度組成表可以通過泡點方程和露點方程及通過上表中關(guān)于甲苯和溫度的相關(guān)數(shù)據(jù)進(jìn)行描繪出甲苯、乙苯的溫度-組成圖及平衡曲線（如圖2）。3.2.2確定操作的回流比R當(dāng)q=1中的平衡曲線是、當(dāng)xe=xf=0.485在x～y圖上可以查得ye=0.665?？梢郧蟪鲎钚』亓鞅纫驗镽=(1.1～2)Rm，由于精餾段操作線的距離平衡線長短比較近的原因，在取實際操作的回流比為最小回流比的2倍。即：R=2Rm=3.4333.2.3操作線方程

精餾段的操作線方程為：L=R×D=3.433×73.17=251.1926kmol/h

提餾段的操作線方程為：3.2.4相圖解法求理論板層數(shù)因為精餾段操作線同時經(jīng)過點m(0.993，0.993)、n(0，0.152)的線，精餾塔操作曲線與平衡曲線q線中交與點Q,E(0.0123，0.0123)兩點之間形成的直線。同時Q,E兩點形成的直線可以在x-y圖中同時繪出操作線、及q線，通過相互的交點轉(zhuǎn)折可以繪出梯級，通過梯級來計算相應(yīng)的塔板數(shù)。所以圖解法可以求出總理論塔板數(shù)NT=19－1=18塊（其中不含再沸器）。總理論塔板數(shù)包括在精餾段中的塔板數(shù)9.5塊，提餾段的塔板數(shù)9.7塊，根據(jù)計算可以得出在第10塊板為加料板。圖2理論塔板數(shù)3.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)3.3.1操作壓力計算塔頂壓強(qiáng)：PD取每層塔板壓降：?P=0.7KPa進(jìn)料板的壓強(qiáng)：PF=105.325+10×塔釜的壓強(qiáng)：PW=105.325+10×0.7=112.精餾段的平均壓強(qiáng)：P提餾段的平均壓強(qiáng)：Pm23.3.2溫度通過查找溫度-組成圖可得相應(yīng)溫度如下：

塔頂?shù)臏囟龋篢D＝110.7830℃

進(jìn)料板的溫度：TF＝125.8170℃塔底的溫度：TW＝136.9830℃

精餾段的平均溫度：Tm1＝（110.78＋125.81）/2=118.31℃提餾段的平均溫度：Tm2＝（125.81＋136.98）/2=131.41℃3.3.3平均摩爾質(zhì)量計算(1)精餾段摩爾質(zhì)量:由線性內(nèi)插法得：氣相組成：液相組成：提餾段平均摩爾質(zhì)量氣相組成：液相組成：3.3.4平均密度氣相平均密度計算

相應(yīng)的計算可以通過理想氣體狀態(tài)方程得出

(2)液相平均密度計算通過查表可得液相狀態(tài)下甲苯、乙苯在某些溫度下的密度，所以甲苯、乙苯物質(zhì)的密度計算可以在相關(guān)一定的溫度下表示：甲苯ρA=-1.02452T＋892.2，乙苯ρB=-0.9523T＋889.845，在液相中的計算公式為（公式中表示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。表3液相甲苯、乙苯在某些溫度下的密度溫度T/℃60708090100ρkg/m3甲苯829.31819.71810.03800.23790.34乙苯831.81822.82813.60804.52795.21溫度T/℃110120130140150ρkg/m3甲苯780.32770.32759.53748.81737.82乙苯785.81776.23766.64756.72746.62塔頂中液相平均密度的計算

由TD＝110.78301℃得：ρDA=-1.02452×110.7830＋892.2=778.5028kg/m3ρDB=-0.9523×110.7830＋889.845=784.3635kg/m3進(jìn)料板上液相平均密度的計算由TF＝125.81703℃得：ρFA=-1.0245×125.8170＋892.1=763.10kg/m3ρFB=-0.9521×125.8170＋889.8445=770.05kg/m3塔底中液相平均密度的計算由Tw＝136.9833℃得：ρWA=-1.0245×136.984＋892.1=751.6609kg/m3ρWB=-0.9521×136.984＋889.8443=759.4184kg/m3精餾段中的液相平均密度ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.654＋759.106)/2=768.888kg/m3提餾段中的液相平均密度ρLm2=(ρFm＋ρWm)/2=（759.1059＋759.1520)/2=759.129kg/m33.3.5液體平均表面張力可以在液相狀態(tài)的甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力的表中查出甲苯和乙苯在相應(yīng)溫度下的表面張力，其相應(yīng)的表達(dá)式計算可以表示：甲苯σA=-0.1054T＋30.096，乙苯σB=-0.10165T＋31.045，而且液相狀態(tài)的平均表面張力的計算表達(dá)式：表4甲苯、乙苯在某些溫度下的表面張力（σ）溫度T℃60708090100表面張力(mN/m)甲苯23.94322.81221.69120.59219.491乙苯25.01123.96222.92321.88120.851溫度T℃110120130140150表面張力(mN/m)甲苯18.41217.34116.27215.23314.191乙苯19.83118.81217.81316.82115.831（1）塔頂液相平均表面張力的計算

由TD＝110.78301℃得：

σDA=-0.1053×110.7830＋30.096=18.42962mN/mσDB=-0.1016×110.7830＋31.045=19.79042mN/mσDm=0.974×18.42962＋(1-0.974)×19.79042=18.46492mN/m

(2)料板液相平均表面張力的計算

由TF＝125.81702℃得：σFA=-0.1053×125.8170＋30.096=17.1222mN/mσFB=-0.1016×125.8170＋31.045=18.52892mN/mσFm=0.485×17.122＋（1－0.485）×18.5289=17.846mN/m（3）塔底液相平均表面張力的計算

由TW＝136.98331℃得：

σWA=-0.1053×136.9833＋30.095=15.67072mN/mσWB=-0.1016×136.9833＋31.046=17.12852mN/mσWm=0.034×15.67072＋(1-0.034)×17.12852=17.0789mN/m

（4）精餾段液相平均表面張力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.465＋17.846)/2=18.156mN/m（5）提餾段液相平均表面張力σLm2=(σFm＋σWm)/2=（17.847＋17.079)/2=17.464mN/m3.3.6液體平均粘度計算表5甲苯、乙苯在某些溫度下的粘度（）溫度T/℃60.070.080.090.0100.0粘度（mPa·s）甲苯0.37310.3410.31120.28620.2643乙苯0.42620.38820.35420.32530.3001溫度T/℃110.0120.0130.0140.0150.0粘度（mPa·s）甲苯0.24510.22810.21330.20020.1882乙苯0.27830.25910.24220.22630.2132Tm1=117.354℃,同理；Tm2=130.0915℃時，（1）精餾段液相平均粘度：（2）提餾段液相平均粘度：3.3.7相對揮發(fā)度通過相平衡方程可以求出相對揮發(fā)度（1）精餾段：（2）提餾段：全塔平衡相對揮發(fā)度：3.3.8實際塔板數(shù)Np的求取全塔的塔板效率：精餾段的塔板效率：精餾段的塔板數(shù)：Np1=9.3/0.581916=15.9816，取Np1=16塊；提餾段的塔板效率：提餾段的塔板數(shù)：NP2=9.6/0.591335=16.2344；取Np2=17塊；總塔板數(shù)：NP=Np1+Np2=33塊4精餾塔的氣、液相負(fù)荷計算4.1精餾段的氣、液負(fù)荷計算4.1.1摩爾流率4.1.2質(zhì)量流率4.1.3體積流率4.2提餾段的氣、液負(fù)荷計算因為是泡點進(jìn)料，所以q=1質(zhì)量流率體積流率5塔和塔板主要工藝尺寸5.1塔徑圖3史密斯關(guān)聯(lián)圖根據(jù)公式，公式中可以在上圖中查到相應(yīng)數(shù)值(1)精餾段：橫坐標(biāo)：取板間距HT=0.450m板上液層高度=0.070m=0.45-0.07=0.380m通過圖中查得：C20=0.08120m/s最大允空塔氣速按照經(jīng)驗可得，故取安全系數(shù)為0.7，則可以估算出塔徑按標(biāo)準(zhǔn)塔圓整后為D1=1.8m提餾段：橫坐標(biāo)為：取板間距（在滿足設(shè)計操作條件下，為了防止發(fā)生液泛和霧沫夾帶現(xiàn)象中塔板間距盡可能小一些）板上液層高度=0.070m查圖上可以得出：C20=0.0733m/s所以取安全系數(shù)為0.7，則：按標(biāo)準(zhǔn)塔圓整后為D2=2.2m因為上下塔徑相差不大，故全塔塔徑統(tǒng)一為：D=2.2m塔截面積：則空塔氣速為精餾段：塔截面積:則空塔氣速為5.2溢流裝置計算精餾段溢流裝置計算由于塔徑D＝2.2m相應(yīng)計算如下：①堰長：?、谝缌餮吒叨萮w1查數(shù)據(jù)圖可得液流得收縮系數(shù)E1=1.0313精餾段：提餾段：③降液管中的寬度Wd1和截面積Af1

由/D=0.65323在降液管的相關(guān)參數(shù)圖中可以查出檢驗管中液體在降液管中停留時間：精餾段：提餾段：因為按照操作要求中的在精餾段和提餾段中的降液的停留時間都需要大于5秒，所以此處的降液管設(shè)計合理。

④降液管底隙高度精餾段：取則提餾段：取則（h0的數(shù)值應(yīng)位于小于0.02～0.025m，精餾段和提餾段的降液管高度滿足要求）5.3塔板布置及浮閥數(shù)目與排列5.3.1塔板分布該設(shè)計的塔徑選用的為2.2m的大小，為了方便裝拆塔板，所以采用分塊式塔板5.3.2浮閥數(shù)目與排列精餾段：按照經(jīng)驗取值,則孔速每層塔板中的浮閥數(shù)目的計算：塊取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積可用以下公式：其中所以浮閥板的浮閥孔中的排列方式要使用等腰三角形進(jìn)行排列，所以對于同一個橫排的孔的孔心距離按照經(jīng)驗取得應(yīng)為75mm則排間距：因由于塔的浮閥板采用的是分塊式塔板，板與板的連接處需要占部分面積，所以在孔之間的排間距應(yīng)該還要小些，所以可以取t1=90mm然后通過計算可以得到排閥數(shù)390個。按N=390重新計算：塔板開孔率：提餾段：按照經(jīng)驗可得F0=12,則孔速每層塔板上浮閥數(shù)目計算：浮閥板的浮閥孔中的排列方式要使用等腰三角形進(jìn)行排列，所以對于同一個橫排的孔的孔心距離按照經(jīng)驗取得應(yīng)為75mm則排間距的計算為：按N=390重新計算：塔板開孔率：5.4塔高5.4.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度的計算是指從第一層塔板的距離到塔頂?shù)拇怪备叨?，所以可以根?jù)經(jīng)驗取除塔頂?shù)目臻g高度有1.2m。5.4.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度的計算指從最外一層塔盤的切線到塔底下封頭切線的距離，按照經(jīng)驗可以去釜液在塔中的停留時間取5min。5.4.3塔的高度5.5塔板的流體力學(xué)計算5.5.1氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計算精餾段：干板阻力：因，故板上充氣液層阻力：因為，所以氣體物質(zhì)在通過塔板的時候所造成的高度：符合該設(shè)計的相關(guān)操作要求提餾段：干板阻力：因，故板上充氣液層阻力：取，氣體物質(zhì)在通過塔板的時候所造成的高度：5.5.2淹塔設(shè)計的操作要求是為控制降液管中的相對清液的體積高度，防止發(fā)生淹塔事件①精餾段：純氣體在塔板的相應(yīng)壓降下可以到達(dá)的相應(yīng)液柱高度：通過液體降液管的壓頭損失計可得：板上液層高度計算：，則設(shè)計取，已選定則可見，所以符合本設(shè)計的操作要求。②提餾段：根據(jù)經(jīng)驗可得的，純氣體在塔板的相應(yīng)壓降下可以到達(dá)的相應(yīng)液柱高度：通過液體降液管的壓頭損失計算：板上液層高度：，則取，已選定則可見，所以符合提餾段的設(shè)計操作要求。5.5.3霧沫夾帶①精餾段：板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：由于K=1.0,所以在泛點負(fù)荷因數(shù)圖中可以得到CF=0.1272在對于塔的半徑相對于大的大塔中，要使泛點率不超過0.8，不然會導(dǎo)致過量的霧沫夾帶。②提餾段：通過K=1.在泛點負(fù)荷因數(shù)圖中可以查得CF=0.1281在對于塔的半徑相對于大的大塔中，要使泛點率不超過0.8，不然會導(dǎo)致過量的霧沫夾帶。5.6塔板負(fù)荷性能圖5.6.1霧沫夾帶線按照泛點率為0.8作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線：精餾段：整理得：由于霧沫夾帶線方程圖像為一條直線，所以可以在操作范圍的區(qū)間上取兩個LS值算出VS。提餾段：整理得：表6物沫夾帶線上的氣液體積流量精餾段0.0025.00090.014.7246提餾段0.0025.08130.014.80065.6.2液泛線通過上述公式可以確定液泛線，由于數(shù)據(jù)太過于小，故忽略式中，①精餾段:整理得：②提餾段：整理得：在操作圍任取若干個LS值，算出的VS值。表7液泛值精餾段0.0018.4917690.0038.3944280.0048.3528250.0078.237423提留段0.0017.525330.0037.431200.0047.3907680.0077.2871975.6.3液相負(fù)荷上限液體判斷通過量的最大值條件是在降液管中的保存時間應(yīng)該不會低于3~5s。液體降液管停留時間的計算公式以作為液體的停留時間的最長的時間，則：5.6.4漏液線對于大塔來說，取F0=5可以用于計算氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)所以精餾段：提餾段：5.6.5液相負(fù)荷下限按照經(jīng)驗設(shè)計當(dāng)how=0.0061m時可以為下限來計算液相負(fù)荷下限線方程取E=1.0，則由以上1~5作出塔板負(fù)荷性能圖5.6.6塔板負(fù)荷性能圖精餾塔 提餾塔5.6.7提餾段和精餾段的操作彈性計算精餾段：，操作彈性為：提餾段：，操作彈性為：6精餾塔設(shè)計參數(shù)結(jié)果一覽表項目符號單位計算結(jié)果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)PkPa108.825112.325平均溫度T℃118.3010131.400平均密度氣相ρkg/m33.25083.7023液