年处理8万吨苯_甲苯的精馏装置设计书

年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书

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。

连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图

图1-1 流程图

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、泡点进料。

4、间接蒸

汽加热。5、选R=2.0Rmin。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—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。

1、塔板的工艺设计

1.1基础物性数据

2、物料衡算 2.1塔的物料衡算

（1）塔物料摩尔分率的计算：

苯的摩尔质量：78.11A M =/kg kmol 甲苯的摩尔质量：B M =92.13/kg kmol 塔顶笨的摩尔分率：

进料笨的摩尔分率：

塔底笨的摩尔分率：

（2）原料液平均摩尔质量：

0.49178.11(10.491)92.1385.246/M kg kmol =⨯+-⨯=F

原料液摩尔流量：80000000

130.341/3002485.246

F kmol h =

=⨯⨯

（3）物料衡算

总物料衡算：W D F +=

即 130.341D W += (1)

苯的物料衡算： F

w D Fx Wx Dx =+

即0.9920.024130.3410.491D W ⨯+⨯=⨯ (2)

由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h 2.2平衡线方程的确定

由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出101021ααααΛ=m 算出。如

/0.99/78.11

0.992

/(1)/0.99/78.110.01/92.13

d A D d A d B x M x x M x M =

==+-+/0.45/78.11

0.491

/(1)/0.45/78.110.55/92.13

f A F f A f B x M x x M x M ===+-+/0.02/78.11

0024

/(1)/0.02/78.110.98/92.13

w A W w A w B x M x x M x M =

==+-+

1α=

B A B A y y x x //=)

088.01/(088.0)

212.01/(212.0--=79.2 同理可算出其它的α

从而推出47.2=m α 所以平衡线方程x

x

x x y 47.1147.2)1(1+=-+=

αα

因为泡点进料q=1，所以有：

min

110.992 2.470.4910.992 1.351(1)10.491 1.470.491D F D F

F x x R x x x αα⎡⎤--⨯⎡⎤=

+=+=⎢⎥⎢⎥---⨯⎣⎦⎣⎦

取操作回流比03.235.15.15.1min =⨯==R R 。 2.3求精馏塔的气液相负荷

h kmol D R L /648.127881.6203.2=⨯=⨯=

h kmol D R V /529.190881.62)103.2()1(=⨯+=+=

因为泡点进料q=1，所以有：

h kmol F L L /989.257341.130648.127'=+=+=

h kmol V V /529.190'==

2.4操作线方程

精馏段操作线方程为：327.0669.0103.2992

.0103.203.211+=+++=+-+=

x x R x x R R y D 提馏段操作线方程为：0085.0354.1024.0529

.190640.67529.190989.257'''-=⨯-=-=

n w x x V Wx x V L y