苯-甲苯浮阀精馏塔课程设计

目录1 课程设计的目的 (3)2 课程设计题目描述和要求 (3)3 课程设计报告内容 (4)4 对设计的评述和有关问题的讨论 (22)5 参考书目 (22)1苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计1．课程设计的目的2 课程设计题目描述和要求本设计的题目是苯-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：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]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=（1.2～2）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，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+WF*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 总-Pb*)/(Pa*-Pb*) 泡点方程根据xa从《化工原理》P204表6—1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=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1℃）所以平衡方程为y=ax/[1+(a－1)x]=2.500x/（1+1.500x），最小回流比Rmin 为Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426，所以R=1.5Rmin＝2.139，所以精馏段液相质量流量L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904，精馏段气相质量流量V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*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所以，提馏段液相质量流量L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154，提馏段气相质量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。

所以，提馏段操作线方程ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'=1.487xm-0.0083.3.3 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xn<xd,共需n-1 块精馏板，第n 块板为进料板。

第一板y1=xd 0.98x1=y1/[y1+a(1-y1)] 0.9514第二板y2=0.681x1+0.311 0.9592x2=y2/[y2+a(1-y2)] 0.9039第三板y3=0.681x2+0.311 0.9268x3=y3/[y3+a（1-y3)] 0.8351第四板y4=0.681x3+0.311 0.8799x4=y4/[y4+a(1-y4)] 0.7456第五板y5=0.681x4+0.311 0.8189x5=y5/[y5+a(1-y5)] 0.6440第六板y6=0.681x5+0.311 0.7497x6=y6/[y6+a(1-y6)] 0.5451第七板y7=0.681x6+0.311 0.6823x7=y7/[y7+a(1-y7)] 0.4621第八板y8=0.681x7+0.311 0.6258x8=y8/[y8+a(1-y8)] 0.4008第九板y9=0.681x8+0.311 0.5840x9=y9/[y9+a(1-y9)] 0.3596x9<xd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xn<xw。

第十板y10=1.487x9-0.008 0.5267x10=y10/[y10+a(1-y10)] 0.3080第十一板y11=1.487x10-0.008 0.4500x11=y11/[y11+a(1-y11)] 0.2466第十二板y12=1.487x11-0.008 0.3587x12=y12/[y12+a(1-y12)] 0.1828第十三板y13=1.487x12-0.008 0.2638x13=y13/[y13+a(1-y13)] 0.1254第十四板y14=1.487x13-0.008 0.1784x14=y14/[y14+a(1-y14)] 0.0799第十五板y15=1.487x14-0.008 0.1108x15=y15/[y15+a(1-y15)] 0.0475第十六板y16=1.487x15-0.008 0.0626x16=y16/[y16+a(1-y16)] 0.0260第十七板y17=1.487x16-0.008 0.0307x17=y17/[y17+a(1-y17)] 0.0125x17<xw，因为釜底间接加热，所以共需要17-1=16块塔板。

精馏段和提馏段都需要八块板。

3.3.4 实际塔板数的计算根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25，甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.27，所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262所以：总板效率E=1/[0.49 (a*μav)e0.245]＝0.544实际板数Ne=Nt/Et＝29.412＝30实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。

而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。

3.3.5塔径计算因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。

所以：气相体积流量Vh(m^3/h)＝3325.713219，Vs(m^3/s)＝0.923809227，液相体积流量Lh(m^3/h)＝25.123146，Ls(m^3/h)＝0.006978652。

查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3)＝792.5，液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3)＝790.5，根据公式1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658，根据公式苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92]M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得气相密度ρv(Kg/m^3)＝2.742453103。