《分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计方案》由会员分享，可在线阅读，更多相关《分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计方案（48页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计方案设计方案的选择和论证1设计流程本设计任务为分离苯 甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流 程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上 升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔，其余部分经产品冷凝器 冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回 流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔附属设备计算2设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡 蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离， 是精馏
2、塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝 器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和 间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔的多次部分汽 化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介 质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在 此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位 槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全 凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需
3、要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是 使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、20C进料。4、间接蒸汽 加热。5、选R=2Rmin 6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的， 它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可 以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生 产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合 金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导
4、向作用和气体的分散 作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯一甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘 板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷围，均 能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量 少，液面落差也较小。第一章 塔板的工艺设计1.1物料衡算塔的物料衡（1） 苯的摩尔质量：Ma 78.11 kg / kmol甲苯的摩尔质量：M B =92.13 kg / kmol9285.8kg / kmol（2）原料液平均摩尔质量：XfU0.4/78 0.6/92.440Xd0.96/780.9
5、660.96/78 0.04/92Xw0.02/780.02350.02/78 0.98/920.4/780.44 78 (1 0.44)Mf（3）物料衡算 原料液流量：3000 10007200 85.848.56kmol / h总物料衡算:D W 48.56易挥发组分物料衡算：Dx D Wxw Fx F即D 0.966 W 0.0235 48.56 0.440总物料衡算：D+W=48.56苯物料衡算：0.966D+0.0235W=0.440 48.56解得：D=21.46 kmol / h，W=7.10 kmol / h平衡线方程的确定由文献中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出 m 1。一J
6、210算出。如表1-6 苯一甲苯(101.3kPa )的t-x-y 相平衡数据苯摩尔分数温度C苯摩尔分数温度C液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.223456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45i=Xa/Xb=0,212/(1 0-212)=2.
7、79 yA / yB 0.088/(1 0.088)同理可算出其它的从而推出 m 2.46所以平衡线方程x2.46xy 1 (1)x11.46xCp t r因为q ，查表知：苯和甲苯的热熔均为1.83kJ/kg ，r苯393.9kJ/kg，r甲苯363kJ / kg ；Cp 0.440 1.83 78 0.560 1.83 92 157kJ / (kmolgC)所以q线方程为：y=3.8x-1.26;和平衡线方程联立求得:qcp 七 r=157(9320)32220.41.36r32220.4Xq 0.513, yq 0.720XDYqYqX0.966 072 1.20.72 0.513取操作
8、回流比R2Rmin2.4求精馏塔的气液相负荷L R D 2.4 21.46 51.50kmol/hV (R 1)D(2.4 1) 21.4672.96kmol/hL L qF 51.50 1.36 48.56117.54kmol/hV V (1 q)F 72.96 0.36 48.5690.44kmol / h操作线方程RxdYn 1Xn2.4R 1R 12.4 1yn 1 0.706 xn 0.284提馏段操作线方程为：LWXw117.54ym1.xm、_ _xmVV90.441.2.6用逐板法算理论板数y xD 0.966x12.4611 (1)x111.46为精馏段操作线方程为:0.96
9、62.78 12710 0.02351.3xm 0.0070889.96y110.9660.920(1)xD2.5 1.46 0.966y20.706 0.920 0.284 0.934X2Y2(1)Y20.9342.46 1.46 0.9340.852同理可算出如下值:y30.866;x30.760y4O.82O；X40.682y5O.743；X5O.591y60.665;x6O.525y70.600;x7O.411 xq O.513所以第七块为进料板y81.3 O.42O 0.00708出O.353;XgO.182Y1O0.229;x10O.1O8%10.133;x11O.O5870.06
10、92;x12O.O292%30.0311;x13O.O129O.485;Xsxw O.O235O.4852.46 1.46 O.485O.277所以总理论板数为Nt12块（不含再沸器），第7块板上进料实际板数的求取由苯-甲苯体系的t-x （y）图可知Xw O.O235对应的温度为塔底温度，查得为 tW 108 C。同理可查得：tD 82.5 C,由它们的安托因方程2平均塔温为tDtw82.5 1O8295.25 Co由经验式Et.49（O.245式中，卩一相对挥发度；加料液体的平均粘度；及卩为塔顶及塔底平均温度时的数值。在95.25 C苯的粘度：O.276厘泊。 甲苯的粘度：O.27O厘泊。
11、加料液体的平均粘度：0.270 0.276 O.273厘泊2O 245Et O.49 （O.273 2.46） .O.54O。1.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算进料温度的计算查苯-甲苯体系的t-x (y)图可知：tF 97.5CtD 82Ctw 109.5C精馏段平均温度：tm1(825 97.5)90C2提馏段平均温度：tm2(109.5 97.5)103.5C2操作压强塔顶压强PD =101.3kPa取每层塔板压降厶P=0.7kPa,进料板压强：PF =101.3+ 12X0.7 =109.7 kPa塔底压强：Pw=101.3+24 X 0.7=118.1 kPa精馏段平均操作压力
12、:Pm1(101.3 109.7)105.5kPa2提馏段平均操作压力:巳2(109.7.4 118.1)2113.9kPa平均摩尔质量的计算精馏段平均摩尔分数30.966 0.6000.7832 20.6501 0.78392 81.1kg/kmol1 0.650 9282.9kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mv 0.783 78Ml 0.650 78提馏段平均摩尔分数y12 y7-x12x7x20.03010.60020.0129 0.37920.3150.196提馏段平均摩尔质量:MV 0.315 781 0.31592 87.7kg/kmolM L 0.196 781 0.19692
13、89.25kg/kmol平均密度计算(1) 气相平均密度Vm计算 理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度:RnlM vm1RTm1105.5 81.18.314 (90.0 273.15)32.84 kg / m提馏段气相密度:Pm 2 M vm2RTm2113.9 87.78.314 (103.5273.15)3.19kg /m3(2) 液相平均密度 Lm计算由式/ LmLA-求相应的液相密度。LB对于塔顶：tD 82 C ,查表化工原理14 (360页)3A 814kg/mB 806 kg/m3LDm湮阿)8148063813.7kg/m对于进料板：tF 97.5 C，查表化工原理网(360页)3a 795kg/mB 790kg / m30.341LFm 1/(N5对于塔底：tW 109.5 C0.6593)791.7kg /m790查表化工原理冋(360页)A 779kg / m3B 777kg / m3089)777.0kg/m3777(0.0110LWm 1(帀丁精馏段平均密度：LDm LFmLm12提馏段平均密度：791.7 813.7802.7kg
