化工原理课程设计精馏塔(2)

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.

2.4.2工艺流程如下：

苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）

2.4.3流程的说明

本方案主要是采用浮阀塔，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89摄氏度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。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。

本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后找出最佳的回流比。

三、精馏塔设计

3.1工艺条件的确定

3.1.1苯与甲苯的基础数据

表3-1 相平衡数据 温度/℃ PA /Kpa PB /Kpa OO80.1 101.33 40 1.00 1.00 85 116.9 46 2.54 0.780 0.897 90 135.5 54 2.51 0.581 0.773 95 155.7 63.3 2.46 0.412 0.633

100 179.2 74.3 2.41 0.258 0.461 105 204.2 86 2.37 0.130 0.269 110.6 240.0 101.33 0 0 ? x y 表3-2 苯与甲苯的物理性质 项目 苯 甲苯 分子式 C6H6 C6H5-----CH3 相对分子量 78.11 92.13

表3-3 Antoine常数值 组分 苯 甲苯 A 6.023 6.078

B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58 沸点/℃ 80.1 110.6 临界温度/℃ 288.5 318.57 临界压力/Pa 6833.4 4107.7 6

表3-4 苯与甲苯的液相密度 温度/℃ 80 810 815 90 800.2 803.9

表3-5 液体的表面张力 温度/℃ 80 21.27 21.69 90 20.06 20.59 100 18.85 19.94

表3-6 液体的黏度 温度/℃ 80 0.308 0.311 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264 110 0.233 0.254 120 0.215 0.228 110 17.66 18.41 120 16.49 17.31 100 792.5 790.3 110 780.3 780.3 120 768.9 770.9 ?L,苯/(kg/m3) ?L,甲苯/(kg/m3) ?苯（/mN/m） ?甲苯（/mN/m） ?L,苯（mpa.s）?L,甲苯（mpa.s）温度/℃ 苯/(KJ/Kg)甲苯/(KJ/Kg) 3.1.2温度的条件：

假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y图，如后附图所示。依任务书，可算出：xf=(0.55/78.11)/(0.55/78.11+0.45/92.13)=0.59;同理，xD=0.984，xw=0.012查t-x-y图可得，tD=80.7℃,tW=109.8℃,tF=89℃ 精馏段平均温度tm=（80.7+89）1/2=84.85℃ 3.1.3操作压力选定

O

最底操作压力：取回流罐物料的温度为83.85℃，查手册得PA =29.33Kpa，POB =10.00Kpa.由泡点方程XD=(Pmin-POB)/(POA -POB)=0.983,可得Pmin=29.02Kpa.取塔顶操作压力P=1.5P0=1.5*101.33Kpa=152Kpa

?

表3.7 液体的汽化热?

80 384.1 379.9 90 386.9 373.8 100 379.3 367.6 110 371.5 361.2 120 363.2 354.6 3.2精馏塔物料恒算

3.2.1摩尔分数

由以上可知，摩尔分数为xf=0.59，xD=0.984，xw=0.012 3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量

MF=xFMA+(1-xF)MB=0.59×78.11+（1-0.59）×92.13=83.85 kg/kmol ， MD=xDMA+(1-xD)MB=0.984× 78.11+(1-0.984) × 92.13=78.33kg/kmol ， MW=xWMA+(1-xW)MB=0.024 ×78.11+(1-0.024) × 92.13=91.96 kg/kmol 3.2.3质量物料恒算与负荷计算及其结果表

总物料衡算 D+W=7500 （1） 易挥发组分物料衡算 0.98D+0.01W=0.59×7500 （2）

7

联立（1）、（2）解得：

F=7500 kg/h=2.08 kg/s=5.4万吨/年 ,F=7500/83.86=89.43 kmol/h=0.025kmol/s

W=3015.5 kg/h=0.84kg/s= 2.171万吨/年,W=3015.5/91.96=32.79 kmol/h=0.009kmol/s D=4484.5kg/h =1.25 kg/s =3.23万吨/年,D=4484.5/78.33=57.25kmol/h=0.016kmol/s

表3-8 物料恒算表 物料 kg/h kg/s 万吨/年 kmol/h kmol/s F 7500 2.08 5.4 89.43 0.025 D 4484.5 1.25 3.23 57.25 0.016 W 3015.5 0.84 2.17 32.80 0.009 3.3塔板数计算

3.3.1.理论塔板数 3.3.2做X-Y曲线

作出苯与甲苯的X-Y图如后面的附图所示，因P=1.2P0 故可不对X-Y图进行修正 3.3.3求Rmin

依Q线斜率K=-0.3/0.7=-0.43，且通过(XF,XF)=(0.59,0.59),作出Q线与平衡线交一点(Xq,Yq)=（0.44，0.66），故Rmin=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.98-0.66)/(0.66-0.44)=1.47, 3.3.4求理论塔板数

取R1=1.1Rmin=1.62，故 可求精馏段操作方程为： y=0.841x+0.157, 提馏段操作方程为：y=1.834x-0.02 ，用图解法求出理论塔板数NT=24,进料板为第12层。

同理得出R2=1.28Rmin=1.88时，

精馏段操作方程为：y=0.881x+0.118, 提馏段操作方程为：y=1.51x-0.012 NT=19,进料板为第10层 R3=1.45Rmin=2.13时,

精馏段操作方程为：y=0.893x+0.106, 提馏段操作方程为：y=1.434x-0.010 NT=17,进料板为第9层 3.3.5求平均塔效率ET

塔顶与塔底的平均温度：tm=(80.7*109.8)0.5=94.03℃ 分别算出t=94.03℃下得相对挥发度?和μL如下：

=POA/POB =152.91Kpa/62.03Kpa=2.47 ,有t - x -y 图查得该温度下XA=0.45 μm=xAμ苯+（1-xA）μ甲苯=0.45*0.2754+0.55*0.0.2804=0.278mpa.s 故 *μm=0.69

查塔效率关联曲线得ET=0.53 3.3.6求实际塔板数

精馏段实际塔板数 N精=11/0.53=21 ; 提馏段实际塔板数 N提=13/0.53=25 全塔实际塔板数N=24/0.53=46 同理可得，R2和R3得如下： R2=1.28Rmin=1.88

精馏段实际塔板数 N精=17 ，提馏段实际塔板数N提=19 ，全塔实际塔板数N=36 R3=1.45Rmin=2.13时,

精馏段实际塔板数 N精=15 ，提馏段实际塔板数N提=17 ，全塔实际塔板数N=32

?3.4有关物性数据的计算(以精馏段R1为例)

3.4.1平均压力计算

8

取每层压降为?p?0.7Kpa，那么进料板的压力P=152+0.7*12=160.4KPa 精馏段的平均压力位Pm=(152+160.4)/2=156.2KPa 同理其他回流比计算结果如下表：

表3-9 压力表 R R1 R2 R3 进料板压力/KPa 160.4 159 158.3 精馏段平均压力/KPa 156.2 155.55 155.15 3.4.2平均摩尔质量计算

由 xD=y1=0.984 查 t-x-y图 得x1=0.972

塔顶气相平均摩尔分子量 MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.983*78.11+0.17*92.13=78.22Kg/Kmol 塔顶液相平均摩尔分子量MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.972*78.11+0.028*92.13=78.39Kg/Kmol 由xF=0.59,查t-x-y图知:yF=0.784

进料板气相平均摩尔分子量 MVmF=yFMA+(1-yF)MB=0.784*78.11+0.21*92.13=81.02Kg/Kmol 进料板液相平均摩尔分子量 MLmF=xFMA+(1-xF)MB=591*78.11+409*92.13=83.73Kg/Kmol 精馏段气相平均摩尔分子量

MVm?(MVmD?MVmF)/2?(78.22?85.25)/2?79.03Kg/Kmol

精馏段液相平均摩尔分子量 MLm?(MLmD?MLmF)/2?81.06Kg/Kmol

3.4.3平均密度计算

A.气相平均密度

?Vm=Pm*Mm/RTm=155.5*78.22/(8.314*(91.34+273.15))=4.01Kg/m3

同理计算出其他回流比R2和R3的?Vm分别 为：4.00Kg/Kmol和4.00Kg/Kmol

B.液相的平均密度：

塔顶平均密度 由tD =80.6℃,查手册得ρA=814.4Kg/m3 ,ρB=809.5Kg/m3

3

ρLDm=1/(0.99/814.4+0.01/809.5)=814.4Kg/m 进料板平均密度 tF=89℃ ρA=808.7Kg/m3 ，ρB=805.4Kg/m3

进料板液相的质量分率：aA=0.59*78.11/(59*78.11+0.409*92.13) =0.55

ρLFm =1/(0.55/808.7+0.45/805.4)=807.21Kg/m3

精馏段液相平均密度为 ρLm=（ρLDm+ρLFm）/2=810.2 Kg/m3

3.4.4液体平均表面张力计算

由塔顶温度t=80.7℃ 时,查苯-甲苯表面张力于下表：

表3-10 塔顶苯-甲苯表面张力

组分

表面张力?\\mN/m 塔顶表面张力：

苯(A) 21.20

甲苯(B) 22.10

σm，顶=0.992×21.20+(1-0.992)×22.10=21.20mN/m 由进料温度 t=89℃ 时,查苯-甲苯表面张力于表3-8

表3-11 进料苯-甲苯表面张力

9

组分

表面张力?\\mN/m

苯(A) 20.18

甲苯(B) 20.7

进料板的表面张力 ：σm，进=0.59×20.18+(1-0.59)×20.7=20.39mN/m

则精馏段平均表面张力为：σm，精=（σm，顶+σm，进）/2=20.90 mN/m 3.3.2.5液体的平均粘度

由塔顶温度t=80.6℃ 时，查手册得μA=0.309mPa.S ,μB=0.315mPas μL顶=0.992×0.309+(1-0.992)×0.315=0.309mPas

由进料温度 t=89℃ 时,查苯-甲苯粘度为：μA=0.282mPa.S , μB=0.289mPas μL进 =0.59×0.282+(1-0.59)×0.289=285mPas 精馏段液相平均粘度 μL(精) =（μL顶+μL进 ）/2=0.298 mPas

3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

3.5.1负荷计算 R1=1.62

3.5.1.1摩尔计算：

L=RD=1.62*57.25=92.75kmol/h=0.026kmol/s, V=(R+1)D=2.62*57.25=150kmol/h=0.042kmol/s

L′=L+qF=92.75+0.3*89.43=119.58kmol/h=0.033kmol/s V′=V+(q-1)F=150-0.7*89.43=87.4kmol/h=0.024kmol/s 3.5.1.2同理得质量计算：

L=6031.93kg/h=1.68kg/s , V=7170.03kg/h=1.99kg/s L′=6991.93kg/h=1.94kg/s , V′=3330.03kg/h=0.93kg/s 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果

同理得出R2=1.88Rmin=1.88 和R3=1.9Rmin=2.13得负荷计算， 三个回流比计算结果如下表：表3-12 摩尔负荷 R R1 R2 R3 R L V L′ V′ kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s kmol/h kmol/s 92.75 0.026 150 0.042 119.58 0.033 87.4 0.024 107.63 0.030 164.88 0.046 134.46 0.037 102.28 0.028 121.94 0.034 179.19 0.050 148.77 0.041 116.59 0.032 表3-13 质量负荷 L V L′ V′ kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s 7264.90 2.02 11749.40 3.26 9514.9 2.64 6499.4 1.81 8430.86 2.34 12915.36 3.59 10680.86 2.97 7665.36 2.13 9551.99 2.65 14036.49 3.90 11801.99 3.28 8786.49 2.44 R1 R2 R3 3.5.1.4 Vs和Ls计算 以R1=1.62为例

Vs=V*MVm/(3600*?Vm)=150*79.03/(3600*4.01)=0.821m3/s Ls=L*MLm/(3600*?Lm)=119.58*81.06/(3600*810.2)=0.00257m3/s 同理得R2和R3,总的结果如下表

R 表3-13 Vs和Ls值表 3Vs/(m/s) Ls/(m/s) 3 10

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