甲苯与乙苯的分离

1、 第一节 设计方案简介 一：设计方案的论证 精馏是将由挥发度不同的组分所组成的混合液，在精馏塔中同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，使其分离成几乎纯态组分的过程。 根据塔内气、接触构件的结构形式。塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。 根据塔为逐板接触型气-液传质设备。种类繁多。根据塔板上气-液接触元件的不同。可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔多种。 筛板塔是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。 精馏过程原理：精馏过程原理可用气液平衡相图说明。若混合液具有如图的t-x-y图，将组成为，温度低于泡点的该混合液加热到泡点以

2、上，使其部分汽化，并将气相和液相分开，则所得气相组成为，液相组成为，且，此时气相、液相流量可由杠杆规则确定。若继续将组成为的气相混合物进行部分冷凝，则可得到组成为的气相和组成为的液相。依此又将组成为的气相进行部分冷凝，则可得到组成为的气相和组成为的液相。且.由此可见，气相混合物经多次部分冷凝后，在气相中可获得高纯度的易挥发组分。同时若将组成为的液相进行部分汽化，则可得到组成为的液相和组成为的气相。若继续将组成为的液相进行部分汽化，则可得到组成为的液相和组成为的气相，且。由此可见，将液体混合物进行多次部分汽化，在液相中可获得高纯度的难挥发组分。工业上精馏过程是多次部分汽化和部分冷凝的联合操作。二

3、设计流程简图三设计流程说明 原料液由料液输送泵将处于原料贮存罐里的低位液体送到高位贮槽内。高位贮槽将原料液输到预热器，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板与自塔上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸气互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品（釜残夜），部分液体汽化，产生上升蒸气，依次通过各层塔板。塔顶蒸气进入冷凝器中全部被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷凝后被送出作为塔顶产品（馏出液）。四控制条件的选择1.操作压力 由于苯-乙苯体系对温度的依赖性不强，常压为液

4、态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中塔顶压力为塔底压力。2.进料状态虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同。所以，本次设计中采用泡点进料。3.回流方式 采取泡点回流。第二节 基础数据一 安托因方程ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93二 常压沸点苯：80.1 乙苯：136.1 三 分子量 M=106g/mol四 密度苯：=879Kg/m 乙苯：=867 Kg/m五 汽化热苯：I=393.9KJ/Kg 乙苯： =195kj/kg六

5、 表面张力 苯：28.610(N/m) 乙苯： 26.810(N/m)第三节 工艺计算一平衡关系 根据安托因方程：例：当 时代入：lgP=6.023 lgP=6.079解得：P=136.32KPa P=24.27KPa=y=苯与乙苯的平衡数据如下：T()()()80.1101.4816.851.001.006.0282107.5618.110.930.995.9484114.2519.510.860.975.8686121.2721.010.800.965.7788128.6322.590.740.945.6990136.3224.270.690.935.6292144.3726.060.64

6、0.915.5494152.7827.950.590.895.4796161.5629.940.540.865.4098170.7332.060.500.845.33100180.2934.290.460.825.26102190.2736.640.420.795.19104200.4439.130.390.765.13106211.4841.750.350.735.07108222.7444.500.320.705.01110234.4547.410.290.674.95112246.6350.460.260.634.89114259.2853.670.230.594.83116272.42

7、57.040.210.554.78118286.0660.570.180.514.72120300.2064.280.160.474.67122314.8768.170.130.424.621243300872.240.110.374.57126345.8276.510.090.314.52128362.1380.970.070.264.45130379.0185.630.050.204.43132396.4690.510.040.144.38134414.5295.600.020.084.34136.1434.12100.180.000.004.29由表一作t-x-y； x-y ； t- 图

8、。组分分子量Kg/Kmol密度Kg/m汽化潜热KJ/Kg表面张力N/m10黏度mPas苯78879393.928.60.737乙苯10686719.6二物料衡算1.已知 a；a；a 2.全塔物料衡算已知：年产2.5万吨苯 由 得D=40.35Kmol/h W=15.58 Kmol/h 明细表：（单位：Kmol/h）36.7240.3515.3271.62%97.77%2.70%65%97%2.0%三确定回流比1.最小回流比（泡点进料）, 2.由芬斯克方程确定 所以（不包括再沸器）3. 确定精馏段由 查t-x-y图，得 =84.85由，查t-图，得 由芬斯克方程确定4.确定回流比及理论板数序号n

9、R=nRx=Y=(不包括再沸器) (不包括加料板)11.10.2640.01940. 6760.67615.316.4421.20.2880.03730.5900.59011.514.5931.30.3120.05800.5630.56310.594.1441.40.3360.07700.5410.54110.043.8751.50.3600.09700.5200.5209.543.6361.60.3840.11600.5000.5009.083.4071.70.4080.13500.4900.4908.863.2981.80.4320.15500.4700.4708.453.0991.90.

10、4560.17400.4600.4608.263.06102.00.4800.19400.4500.4508.072.91以为计算实例，由Y= 即 得=11.51同理= 即 得=4.59在坐标纸上画出-R图和-R图1）用捷算法确定理论板层数最适回流比 同理得由Y= = 得=9.34 =3.36由图解法得=9.34 =3.36四、确定实际塔板层数由 得到 由平均相对挥发度平均液相黏度，由、,查T-x-y图，得 由查t图，得到=5.03由查txy图得此温度下的组成=0.32 =0.68查A、B在下的黏度为=0.23mPaS =0.30mPaS 则=0.320.23+(1-0.68)0.30=0.2

11、78mPaS由、，查txy图得0 88.90由查t图，得到=5.82由查txy图得此温度下的组成=0.83 =0.17查A、B在下的黏度为=0.0.29mPaS =0.0.37mPaS 则=0.830.29+(1-0.0.83)0.37=0.304mPaS=0.45=（不包括再沸器）=0.43=（不包括加料板）表9.34213.368第四节 设备计算一、 提馏段为设计依据,确定混合物的、 因为所以 1、提馏段流体密度 ， 由， 得 再有查t-x-y图得 Kg/KmolKg/Kmol 气相密度： 由 所以 2、确定提馏段流体中平均表面张力 由查得 3、提馏段流体中平均黏度 由查得 4、液体比热容

12、由查得5、汽化潜热由查得 6、提馏段流体中平均体积流量， 由 明细表：(Mn/m)2.7823869.56518.3420.2750.4892218.54二、 浮阀塔工艺尺寸的计算1、 设计板间距塔高 2、塔径 板间距取板上液层高度 查史密斯关联图 得取标准塔泾圆整，得D=600mm检验： 此值在0.60.8之间，合理3、塔截面积 明细表：D(m)A0.800.5020.974513.355三、溢流装置的设计 1、溢流装置 选用单溢流弓形降夜管，不设进口堰 出口堰（溢流堰） 取堰长 出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度由 E=1因,L弓形降液管高度和面积，查图得： , 停留时间（降液管中停留时间

13、） 停留时间 ，故降液管尺寸可用。降液管底高度明细表：0.70.043210.1190.045689.1890.03721四 、塔板布置 塔板有整块式和分块式两种，直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在1200mm以上的大塔通常都采用分块式塔板。以便通过入孔装拆塔板；直径在800mm1200mm之间时，可根据制造与安装具体情况任意选用一种结构。塔板面积可分为四个区域：鼓泡区：此区为气液传质的有效区域。溢流区：降液管及受液盘所占得区域为溢流区。破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域为破沫区，也称安定区宽度可按下述范围选取，即当D1.5m时，=80110直径小于1m的塔，可适当减小。取=70m

14、m无效区：也称边缘区宽度视具体情况而定，小塔为3050mm，大塔可达5070mm。为防止液体经无效区而产生“短路”现象，可在塔板上沿塔壁设置挡板。取=40mm浮阀的数目与排列 动能因数的数值常在912之间 取 每层塔板上的浮阀数： R=鼓泡区面积：整块式：（等边三角形） 以等边三角形叉排方式作图。（见附图）。排得阀数60个。按60重新核算空速及阀孔动能因数。阀孔动能因数变化不大，仍在9-12范围内塔板开孔率明细表：第五节 流体力学验算一、1、气相通过浮阀塔板的压强降。干板阻力 液柱板上充气液层阻力：本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很

15、小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为单板压降2、淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层的高度 w与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度: 液体通过降压管的压头损失：因不设进堰口液柱板上液层高度： 则取，又已选定,则 符合防止淹塔的要求3、雾沫夹带 (式1）及 （式2）板上液体流径长度板上液流面积苯和甲苯为正常系统，可查取物性系数又由图可得泛点负荷系数 及 根据式-1，式-2计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。二、塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线 L 作出按泛点率为80%计算如下：整理可得 或 （式-3）由式-3可知雾沫夹带线

16、为直线，则在操作范围内任取两个值，依式-1算出相应的值列于附表1中，据此可作出雾沫夹带线（1）。附表1：0.0020.0100.70880.601（2）液泛线由上式确定泛液线，忽略式中因物系一定，塔板结构尺寸一定，则，及等均为定值，而与又有如下关系，即式中阀孔数与孔径亦为定值，因此可将上式简化为与的如下关系式：即或 （式4）在操作范围内取若干个值，依式-4算出相应的值列于附表2中。附表2：0.0010.0050.0090.0120.99490.81910.63980.4877 据附表2作出泛液线（2）。3.液相负荷上限线 液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 即 以为液体在降液管中停留时

17、间的下限，则求出上限液体流量Ls值（常数）。在Vs-Ls图上液相负荷上限线与气体流量Vs无关的竖直线（3）4、漏液线 对于型重阀，依计算，则，又知，得以作为规定气体最小负荷的标准，则据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）（5）液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限线条件。依的计算式计算出的下限值，依此做出液相负荷下限线。该线为与气相流量无关的竖直线（5） 取则： （5）根据附表1.2及（3），（4），（5）可分别做出塔板符合性能图的（1），（2），（3），（4），（5）共5条线。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），处在适宜操作区内的适中位置。（2

18、）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，气相负荷下限，操作弹性现将计算结果汇总列于附表3中附表3 浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径0.8板间距0.45塔板形式单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速0.9745堰长0.56堰高0.04321板上液层高度0.06降液管底隙高度0.03721浮阀数N/个60等边三角形叉排阀孔气速5.9952孔心距0.06902指同一排的孔心距排间距0.05977指相邻二横排的中心线距离单板压降528.887液体在降液管内停留时间9.189降液管内清液层高度0.1238泛点率%56.42气相负