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内。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内，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。蒸馏是物料在塔内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。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1-2 设计思路流程图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范围内，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 表1-1 苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度温度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.4367.1354.22、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： 甲苯的摩尔质量：=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：原料液摩尔流量：（3）物料衡算总物料衡算： 即 （1） 苯的物料衡算： 即 （2）由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h2.2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算出。如表1-6 苯甲苯（101.3kPa）的t-x-y相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2= 同理可算出其它的2.352.332.462.562.582.492.612.392.45从而推出所以平衡线方程因为泡点进料q=1，所以有： 取操作回流比。 2.3求精馏塔的气液相负荷 因为泡点进料q=1，所以有：2.4操作线方程精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：2.5用逐板法算理论板数同理可算出如下值：所以总理论板数为16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块（已扣除再沸器），第9块为加料板。2.6实际板数的求取全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有查取化工工艺设计手册得知，95.4时苯和甲苯的黏度为，。故在全塔平均温度下平均黏度：又已知m=2.47，由公式可得：全塔效率。精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 所以总实际塔板数 3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1进料温度的计算依式=0.49（） 查苯甲苯的气液平衡数据，由内差法求得进料温度： 同理可求得：塔顶温度 塔底温度精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 3.2 操作压强塔顶压强 =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降P=0.7kPa，进料板压强： =101.3+150.7=115.8kPa塔底压强：=101.3+300.7=126.3 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：3.3平均摩尔质量的计算塔顶： xD=y1=0.992，x1=0.980 进料板：yF=0.699，xF=0.484 塔釜： yW=0.0328，xW=0.0135 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量： 3.4平均密度计算(1) 气相平均密度计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：提留段气相密度：(2) 液相平均密度计算由式 求相应的液相密度。塔顶： 查得苯和甲苯的密度分别为 当时,用内差法求得下列数据 进料： 查得苯和甲苯的密度分别为 当用内差法求得下列数据 塔底： 查得苯和甲苯的密度分别为当用内差法求得下列数据 精馏段平均密度：提馏段平均密度：3.5液体平均表面张力计算液体表面张力 = 由查手册得 由 查手册得 20 mN/m 20.2 mN/m mN/m 由查手册得 精馏段平均表面张力： 提馏段平均表面张力： 3.6液体平均黏度计算塔顶液相平均的黏度的计算由 查表得： 进料板液相平均黏度的计算由 查表得：=0.26 mPa.s =0.29 mPa.s 同理可得塔底液相平均的黏度的计算由 查表得：同理可得所以液相平均密度4、 精馏塔工艺尺寸的计算4.1塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段 提馏段 （1）精馏段塔径计算，由 （由式）由课程手册108页图5-1查图的横坐标为 选板间距，取板上液层高度 =0.06m ，故以为横坐标查图5-1得到 取安全系数为，则空塔速度塔径 按标准塔径圆整为 （2）提馏段塔径计算 其中的查图，图的横坐标为取板间距 板上液层高度 则 查图5-1得到取安全系数为，则空塔速度为塔径 按标准塔径圆整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为。故精馏塔的有效高度为5、 塔板主要工艺尺寸的计算5.1溢流装置计算因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：（1）溢流堰长取堰长为0.66D，即（2）溢流堰堰高hw查1101图得，取E=1.0，则取板上清液层高度 故 （3）降液管的宽度Wd和降液管的面积由，查图得故 计算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速为0.11m/s依式156计算降液管底隙高度h0，即：故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度6、浮阀数目、浮阀