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1、 苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计 1课程设计的目的 课程设计是“化工原理”课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门 课程及有关先修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，在整个教学 计划中它也起着培养学生独立工作能力的重要作用，通过课程设计就以下几个 方面要求学生加强训练 1查阅资料选用公式和搜集数据的能力 2树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操 作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析 和解决实际问题的能力。 3迅速准确的进行工程计算（包括电算）的能力。 4用简洁文字清晰表达自己设计思想的能力。 2 课程设计题目描述和要求 精
2、馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在 化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有 时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥 发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移， 实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连 续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行 分离。 本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离 易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上 安装浮阀，具体工艺参数如下
3、： 原料苯含量：质量分率= (30+0.5*学号)% 原料处理量：质量流量=（10-0.1*学号） t/h 单号 （10+0.1*学号） t/h 双号 产品要求：质量分率：xd=98%，xw=2% 单号 xd=96%，xw=1% 双号2 工艺操作条件如下： 常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R=（1.22） Rmin。3课程设计报告内容 3.1 流程示意图 冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯回流 原料原料罐原料预热器精馏塔回流再沸器 塔底产品冷却器甲苯的储罐甲苯 3.2 流程和方案的说明及论证 3.2.1 流程的说明 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
4、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
5、的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 3.2.2 方案的说明和论证 本方案主要是采用浮阀塔。 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用 的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔 对塔设备的要求大致如下：3 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传 质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操 作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流 动，而且不会
6、使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 而浮阀塔的优点正 是： 而浮阀塔的优点正是： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生 产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作 而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而 雾沫夹带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液 面落差比泡罩塔小。 5塔的造价较低，
7、浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但 是比筛板塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上） ，所以一般采用不锈钢 作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各 种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。 3.3 设计的计算与说明 4 3.3.1 全塔物料衡算 根据工艺的操作条件可知： 料液流量 F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h 料液中易挥发组分的质
8、量分数 xf =（30+0.5*19）%=39.5%； 塔顶产品质量分数 xd = 98%，摩尔分数为 97.6%； 塔底产品质量分数 xw= 2%，摩尔分数为 1.7%； 由公式： F=D+W F*xf=D*xd+W*xw 代入数值解方程组得： 塔顶产品(馏出液)流量 D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s； 塔底产品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。 3.3.2分段物料衡算 lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程 lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程 xa=(P
9、总-Pb*)/(Pa*-Pb*) 泡点方程 根据 xa 从化工原理P204 表 61 查出相应的温度 根据以上三个方程，运用试差法可求出 Pa*,Pb* 当 xa=0.395 时，假设 t=92 Pa*=144.544P，Pb*=57.809P, 当 xa=0.98 时，假设 t=80.1 Pa*=100.432P，Pb*=38.904P, 当 xa=0.02 时，假设 t=108 Pa*=222.331P，Pb*=93.973P, t=92，既是进料口的温度，t=80.1是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，t=108是釜液需被加热的温度。 根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。 a=P
10、a*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1） 所以平衡方程为 y=ax/1+(a)x=2.500x/（1+1.500x） ， 5最小回流比 Rmin 为 Rmin=xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)/(a-1)1.426， 所以 R=1.5Rmin2.139， 所以精馏段液相质量流量 L(Kg/s)RD2.139*0.89=1.904， 精馏段气相质量流量 V(Kg/s)(R+1)D3.139*0.89=2.794， 所以，精馏段操作线方程 yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1) =0.681xn+0.311 因为泡点进料，所以进料热状态 q=1
11、 所以，提馏段液相质量流量 L(Kg/s)L+qF1.904+1*2.25=4.154， 提馏段气相质量流量 V(Kg/s)V-(1-q)F2.794。 所以，提馏段操作线方程 ym+1= Lxm/ V-Wxw/ V =1.487xm-0.008 3.3.3 理论塔板数的计算 （1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得 xd=0.3759 且前面已算得 xw=0.017 （2）用逐板计算法计算理论塔板数 第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以 y1=xd,然后可以根据 平衡方程可得 x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xnxd,共需 n-1 块精馏
12、板，第 n 块板为进料板。 第一板 y1=xd 0.98 x1=y1/y1+a(1-y1) 0.9514 第二板 y2=0.681x1+0.311 0.9592 x2=y2/y2+a(1-y2) 0.9039 第三板 y3=0.681x2+0.311 0.9268 x3=y3/y3+a（1-y3) 0.8351 第四板 y4=0.681x3+0.311 0.8799 x4=y4/y4+a(1-y4) 0.7456 第五板 y5=0.681x4+0.311 0.8189 x5=y5/y5+a(1-y5) 0.6440 第六板 y6=0.681x5+0.311 0.7497 x6=y6/y6+a(1-y6) 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/y7+a(1-y7) 0.4621第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/y8+a(1-y8) 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/y9+a(1-y9) 0.3596 x9xd 所以本设计中共需八块精馏板，第九块板为进料板。 从第十块板开始，用提馏段操作线求 yn, 用平衡方程求 xn，一直到 xnxw。 第十板 y10=1.487x9-0.008
