苯甲苯分离

19006 .1696 3289 .27 1.2 19006 .1696
• 所以进料状态为冷液体进料。
• • • •
理论塔板数的确定： 利用图解法求 根据书上12页可查得 塔顶温度为81度时候 PA 104 kPa PB 41kPa
D
PA 104 2.537 PB 41
iL lF 85.126 *1.84 * (93 72) 3289 .27 kg / kmol • 苯的汽化潜热为 rA 394 kJ / kg • 甲苯的汽化潜热为 rB 362 kJ / kg •
• 继续加热，使之完全汽化（达100.4C），所需的 热量可就苯和甲苯分别计算求和。可认为甲苯 是 93C 时完全汽化，再升温至 100.4C ，而甲苯 先升温至 100.5C 再全部汽化，即
当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中 的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种 现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层 中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填 料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装 置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分 布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器 收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋 到下层填料上。 优点：生产能力大，分离效率高，压降小， 持液量小，操作弹性大 。 缺点：填料造价高；当液体负荷较小时不能 有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直 接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料 和出料等复杂精馏不太适合等。
11联立q线方程与平衡线方程得点为053073由下图可以得到r2116相同从而确定了a点画出q线q线与ac线交点为d连接bd即得提馏段操作minmin可以确定两点坐标10可以求出塔板数为再取根据上图可知d点为两操作线交点而跨过两操作线的交点时候的阶梯即代表适宜的加料位置所以本工艺的加料位置为第6块塔板通常精馏塔中各层板得单板效率并不相等为此常用全塔的效率来表示
（3）浮阀塔 在带有降液管的塔板上开有若干大孔，每孔装有一个可以上下 浮动的阀片。由孔上升的气流经过阀片与塔板的间隙，而与 板上横流的液体接触。目前常用型号有F-1型、V-4型、T型 优点：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，结构简单，安 装方便。 （4）喷射型塔板 主要有舌形塔、浮动舌形塔、浮动喷射塔和斜孔塔板 特点：蒸汽以喷射状态斜向通入液层，使气液两相接触加强。 （5）网孔塔板 这种塔板上装有倾斜的挡沫板，其作用是避免液体直接被吹过 塔板，并提供气液分离和气液接触的表面。 特点：生产能力大，压降低，容易加工制造 （6）垂直塔板 在塔板上开有按一定顺序排列的若干大孔（d=100~200mm）, 孔上设置侧壁开有许多筛孔的泡罩，泡罩底边留有间隙供液 体进入罩内。操作时，上升气流将由泡罩底隙进入罩内的液 体拉成液膜，形成两相上升流动，经泡罩侧壁筛孔喷出后两 相分离，即气体上升，液体落回塔板。液体从塔板入口流至 降液管，将多次经历上述过程。
•
• 回流比对精馏操作的影响 • 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件。回流液的多 少对整个精馏的操作有很大影响，随着回流比的增加，精 馏段操作线的截距越小，则操作线偏离平衡线越远，需要 的理论塔板数越少，减少了设备费用，但是另一个方面， 回流量及上升蒸汽都随之增大，塔顶冷凝器和塔底再沸器 的负荷随之增大，增加操作费用。而且回流比增加，塔径 会变大，投资费用就会增加。因此选择适合的回流比，使 精馏操作的效果为最佳。
• 进料状态： • 查苯-甲苯物系在常压下的温度组成图可知，对组 成为0.45的进料，泡点为 93C • 露点为 100 .4C ,又进料的平均摩尔质量为
M m 78 * 0.491 92 * (1 0.491) 85.126 kg / kmol
• 查得，苯和甲苯的平均比热容 C P 1.84kJ / kg * K • 将料液从 72C 升温到 93C 所需热量为
精细化工产品分离精制与控制
• 能力训练项目一：高和化工有限公司苯乙 烯生产车间苯乙烯生产中，副产物苯、甲 苯混合物的分离。已知：处理量为 40000t/Y,物料中含苯为45%（质量百分率， 下同），要求塔顶产品中含甲苯不超过5%， 塔釜产品中含苯不高于3%，物料温度为 72℃，年生产时间为300天。 • 组别：第三组
（2）填料塔 填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料， 以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。 广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。为了强化生产， 提高气流速度，使在乳化状态下操作时，称乳化填料塔或 乳化塔 。 填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传 质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支 承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的 上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经 液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔 底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装 置）分布后，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填 料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续 接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常 操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。
• 结论：选用板式塔 • 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级 接触传质设备，广泛应用于精馏和吸收,苯 与甲苯的分离属于液液系统。塔板的正常 操作范围大，对气液负荷变化的适应性好。
• 2）了解塔板形式、结构及特点，选用塔板形式 • （1）泡罩塔最常用的工业蒸馏操作所采用的塔板。每层塔板上装有 若干个短管作为上升蒸汽通道，称为“升气管”。由于升气管高出液 面，故板上液体不会从中漏下。升气管上覆以泡罩，泡罩周边开有许 多齿缝，操作条件下，齿缝浸没于板上液体中，形成液封。上升气体 通过齿缝被分散成细小的气泡进入液层。板上的鼓泡液层或充分的鼓 泡液体，为气液两相提供了大量的传质界面，液体通过降液管流下， 并依靠溢流堰以保证塔板上存有一定厚度的液层。 优点：不易发生泄漏现象；有较好的操作弹性；当气液负荷有较大波动 时，仍能维持几乎恒定的板效率；不易堵塞；对各种物料的适应性强。 缺点：结构复杂；金属消耗量大；造价高；压降大；液沫夹带现象比较 严重；限制了气速的提高，生产能力不大。 （2）筛板塔 结构最简单的塔板。塔板上有许多均匀分布的筛孔。上升气流通过筛孔 分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而与液体充分接触。在正常的 操作范围内，通过筛孔上升的气流应能阻止液体经筛孔泄漏，液体通 过降液管逐板流下。 优点：结构简单；金属消耗量少；造价低廉；气体压降小，板上液面落 差也小；其生产能力及板效率较泡罩塔高。 缺点：操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞。
• • • • •
q线方程： 前面求得q=1.2， q x y x F 6 x 2.456 所以q线方程为： q 1 q 1 联立q线方程与平衡线方程，得点 ( x g , y g ) 为（0.53,0.73） x D y g 0.957 0.73 0.227 Rmin R 解得， min =1.137
F ( x F xW ) 65.264 (0.491 0.0352 ) D 32 .266 k mol / h x D xW 0.957 0.0352
• 所以釜出料为32.998kmol/h • 塔顶出料为32.266kmol/h • 根据算得的塔顶苯的摩尔分数为 x D =0.957和塔釜的苯的 摩尔分数为 xW =0.0352查得塔顶温度为80度，塔釜为108 度。
• 精馏操作线方程： • 精馏段：在连续精馏塔中，因原料的不断进入塔中，故精馏段和提馏 段操作关系不同，应该分别予以讨论。 • 对精馏段进行物料衡算： • 总物料衡算式：V=L+D Vy • 易挥发组分的物料衡算： n 1 Lxn DxD L D • 整理得： y x x
n1
LD
• 板效率：
• （通常精馏塔中各层板得单板效率并不相等，为此常用全塔的效率来 表示。） • 查得苯在72摄氏度时候的黏度约为0.35mPa，甲苯的黏度也约为 0.35mPa，所以，进料时候的平均分子黏度为0.35mPa，平均相对挥 发度前面算得 W * D 2.368 * 2.537 2.451 • 两项相乘约为0.858， • 查书上25页得图1-39得全塔效率为52%
• 实际塔板数：
ET NT / N不包括塔釜
• 已知 ET 52%, NT 11.6 • 所以 N 22.3 ，即实际塔板数为23块
任务三： 1. 精馏塔的类型、结构、特点，选用精馏塔形式 精馏塔分板式塔和填料塔两种。 （1）板式塔 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备， 由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。 广泛应用于精馏和吸收,有些类型（如筛板塔）也用于萃取， 还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统 为例），液体在重力作用下,自上而下依次流过各层塔板,至塔 底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板， 至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过 塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。 特点：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。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。
Rmin 1 xD xg 0.957 0.53 0.427
N • 由下图可以得到R=2， T =11.6
yc xD 0.957 0.319 R 1 2 1
• 由塔顶上升蒸汽的组成 y1 与馏出液的组成 x D 相同，从而 确定了a点（x D ，x D ），连接ac得到精馏段操作线。 • y=0.667x+0.957 • 画出q线，q线与ac线交点为d，连接 bd，即得提馏段操作 线 y=1.289x-0.0102 •
NT
N min
R minR
由
Rmin 1.137 N
R
N min 7.15
可以确定两点坐标，
再取R 3，可以求出塔板数为 10
根据这三点，可以画出N - R图
• 根据上图可知，d点为两操作线交点，而跨过两操作线的交点时候的 阶梯即代表适宜的加料位置，所以，本工艺的加料位置为第6块塔板
iV l L (394 1.26(100 .4 93)) * 78 * 0.45 (1.84(100 .4 93) 362 ) * 92 * 0.55 19006 .1696 kg / kmol
q iV iF (i iL ) (iL iF ) V iV iL iV iL
• 塔底108度的时候 PA 225 kPa PB 95kPa
W
• 平均相对挥发度 W * D 2.368 * 2.53衡方程式
x y
PA 225 2.368 PB 95
( 1) y

y 2.451 1.451 y
n
LD
D
• • • • •
或者 提馏段： 总物料衡算式： 1 V 1 W 1 L 易挥发组分的物料衡算 L1 xm V 1 y m1 W 1 x w 整理得： 1 L1 W 1 y m1 1 xm 1 xw L W L W
y n1
R 1 xn xD R 1 R 1
• 如图，压力上升，T-（x）y上移，两相区变小，分离 程度降低，所以不采用加压操作，又苯和甲苯的沸 点差不是太小，不需要减压就可以精馏出来，而且 减压操作较麻烦，所以采用常压操作
• 物料衡算： • 全塔总物料衡算式：F=D+W • 易挥发组分的物料衡算式： FxF Dx D WxW
40000 *10 3 * 45% 40000 *10 3 * 55% F 65.264 (300 * 24) / 78 (300 * 24) / 92
xF 45 % ( 45 % 78 78 55 % 0.491 92 )
xD
95 % (95 % 78
78 5%
0.957 92 )
xw
3% (3% 78
78 97 %
0.0352 92 )
• 联立两式得:
W F ( x F x D ) 65.264 (0.491 0.957 ) 32.998 kmol / h xW x D 0.0352 0.957
流程图
• 工作任务2、确定苯甲苯分离工艺操作条件 • 1）掌握物料的汽、液相平衡关系 • 对于理想液体，在一定的温度下，气-液相平衡时候，气 相中任一组分的分压等于该纯组合在该温度下的饱和蒸汽 压乘以它在液相中的摩尔分数，及遵循拉乌尔定律。
PA PA x A ; PB PB x B ; P PB ( PA PB ) x A