苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案1Word下载.docx
《苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案1Word下载.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《苯甲苯连续精馏浮阀塔设计方案1Word下载.docx（11页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
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%
xd=96%，xw=1%
[双号]
2
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
4
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+W
F*xf=D*xd+W*xw
代入数值解方程组得：
塔顶产品（馏出液>
流量D=41.067Kmol/h=0.89Kg/s；
塔底产品（釜液>
流量W=53.218Kmol/h=1.360Kg/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>
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），
5
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'
＝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-0.008
3.3.3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&
lt。
xd,共需n-1块精馏板，第n块板为进料板。
第一板
y1=xd
0.98
x1=y1/[y1+a（1-y1>
]
0.9514
第二板
y2=0.681x1+0.311
0.9592
x2=y2/[y2+a（1-y2>
0.9039
第三板
y3=0.681x2+0.311
0.9268
x3=y3/[y3+a<
1-y3>
0.8351
第四板
y4=0.681x3+0.311
0.8799
x4=y4/[y4+a（1-y4>
0.7456
第五板
y5=0.681x4+0.311
0.8189
x5=y5/[y5+a（1-y5>
0.6440
第六板
y6=0.681x5+0.311
0.7497
x6=y6/[y6+a（1-y6>
升级会员 