分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计.

- 1 - 题 目：分离苯—甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

第一章：前言

1.1 文献综述

1.2 中英文摘要及关键词

1.3 相关符号说明

第二章：工艺条件的确定和说明

2.1 设计参数

2.2 操作压力

2.3进料状况

2.4加热剂及加热方式

2.5冷却剂及进出口温度

第三章：流程的确定和说明

3.1流程的说明

3.2设置各设备的原因

第四章：精馏塔的设计计算

4.1 物料衡算

4.2 回流比的确定

4.3 板块数的确定

4.4 相关物性参数

4.5 汽液负荷的计算

4．6精馏塔工艺尺寸的计算

4.7 塔板流动性能校核

4.8 塔板负荷性能图

4.9 主要工艺接管尺寸的选取

4.10塔顶冷凝器的热负荷

4.11塔底再沸器的负荷

4.12原料预热器的热负荷

第五章：主要计算结果列表

5.1 精馏段

- 2 - 5.2 提留段

3 1.4 相关物性参数

1）苯和甲苯的物理参数

(2)饱和蒸汽压

苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：

（3）苯、甲苯的相对密度

（4）液体表面张力

(5)苯甲苯液体粘度

分子式 相对分子质量 沸点℃ 临界温度℃ 临界压力MPa

苯（A） C6H6 78.11g/mol 80.1 288.95 4,898

甲苯（B） C7H8 92.13g/mol 110.6 318.57 4.109

A B C

苯 6.9419 2769.42 -53.26

甲苯 7.0580 3076.65

-54.65

温度（℃） 80 90 100 110 120

苯 815 803.9 792.5 780.3 768.9

甲苯 810 800.2 790.3 780.3

770.3

温度（℃） 80 90 100 110 120

苯 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49

甲苯 21.69 20.59 19.94 18.41

17.31

mPa 80 90 100 110 120

苯 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215

甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228

4 第二章 工艺条件的确定和说明

2.1设计参数

（1）设计规模：苯-甲苯混合液年产量为12000t／a

（2）生产制度：年开工300天，每天24小时连续生产

（3）原料组成：苯含量为40%（质量分数，下同）

（4）进料状况：15℃时进料，常压精馏

（5）分离要求：塔顶苯含量不低于99%，塔底苯含量不大于2%

（6）建厂地区：大气压为760mmHg，自来水年平均温度为15℃平均温度mt

2.2确定进料状态

2.2.1平均分子量

对进料板：xF=0.440，yF=0.660

MVmF=yFMA+（1-yF）MB=82.88kg/mol

MLmF=xFMA+（1-xF）MB=85.96kg/mol

对塔底：xW=0.023，yW=0.055

MVmW=yWMA+（1-yW）MB==91.36kg/mol

MLmW=xWMA+（1-xW）MB=91.81kg/mol

对塔顶：xD=0.991 yD=0.996

MVmD=yDMA+（1-yD）MB=78.17kg/mol

MLmD=xDMA+（1-xD）MB=78.24kg/mol

气相平均摩尔分子量

MVm=（MVmD+MVmF）/2=80.53kg/mol

5 MVm'=（MVmW+MVmF）/2=87.12kg/mol

液相平均摩尔分子量

MLm=（MLmD+MLmF）/2=82.1kg/mol

MLm'=（MLmW+MLmF）/2=88.89kg/mol

2.2.2平均密度m

lmblmamaa1（a为质量分数）

（1）对塔底：℃46.109mt时，由内插法3/67.780mkgA3/84.780mkgB

塔底液相平均密度3/08.7801mkgaaLmFBBAALmF

（2）对进料：℃97.92Ft，由内插法3/05..780mkgA，3/26.797mkgB

进料液相平均密度3/51.7891mkgaaLmFBBAALmF

（3）对塔顶：℃09.80Dt时，由内插法3/9.814mkgA，3/91.809mkgB

塔顶液相平均密度3/87.8141mkgaaLmDBBAALmD

精馏段液相平均密度3D/72.8062mkgLmFLmLm

提馏段液相平均密度3/33.7892'mkgLmFLmWlm

精馏段气相平均密度3VV/01.3MPmkgRTmmm

提馏段气相平均密度3vw'm/42.3MP'mkgRTvm

全塔气相平均密度3/22.32mkglmvmm

6 全塔液相平均密度3/03.7982'mkglmlmvm

2.2.3表面张力m

由公式：niiimx1

对塔顶，由内插法，mmNmmNtmbmaD/68.21,/26.2109.80℃，

对进料，由内插法，mmNmmNtmbmaF/40.20,/70.1997.92℃，

对塔底，由内插法，mmNmmNtmbmaw/49.18,/78.1746.109℃，

进料板表面张力mF=0.4419.70+0.5620.40=20.09mN/m

塔顶表面张力mD=0.99121.26+0.00921.68=21.26mN/m

塔底表面张力mW=0.02317.78+0.97718.49=18.47mN/m

提馏段表面张力平均值m提=19.29 mN/m

精馏段表面张力平均值m精=20.68 mN/m

2.2.4液体黏度lm

由公式：niiimx1

对塔顶，由内插法，smPasmPatbDaDD318.0,308.009.80℃，

对进料，由内插法，smPasmPatbFaFF280.0,272.097..92℃，

对塔底，由内插法，smPasmPatbWaWW255.0,234.046.109℃，

进料处平均黏度mF=0.276smPa

塔顶处平均黏度 mD=0.307smPa

塔底处平均黏度 mW=0.253smPa

提馏段液体黏度平均值m'=（mF+mW）/2=0.265smPa

精馏段液体黏度平均值m=（mF+mD）/2=0.292smPa

7 2.5冷却剂及进出口温度

精馏段平均温度mt=（tF+tD）/2=86.53oC

提馏段平均温度'mt=（tW+tD）/2=101.22oC

全塔平均温度t=（86.53+101.22）/2=93.88℃

第四章 流程的确定和说明

4.1物料衡算

原料液处理量hkgGF/67.16662430010120003

1666.67/18.123/FFMkmolh

总物料衡算 F=D+W （1）

苯的物料衡算 FFx=DDx+WWx （2）

由1、2两式联合解得：

()FWDWFxxDxx

WFD

D=7.883kmol/h W=10.240kmol/h

4.2回流比的确定

对于q=1的饱和液体进料，有如下公式（参考文献6,公式10-45）

]1)1([11)(1minFDFDqxxxxR

由（参考文献6）图10-1及表10-2，可知，

当440.0Fx时，; 当991.0Dx时，Ct022.80;

8 由（参考文献6）表10-3，可知，2.602.352=2.475

则min2.47510.99610.9962.47510.44010.440R=1.523

取操作回流比min1.51.51.5232.285optRR

4.3板块数的确定

（1） 理论板数的计算

精馏段操作线方程：10.6960.30311DnnnxRyxxRR

相平衡方程: 2.4751(1)11.475axxyaxx

提馏段操作线方程：'2.2857.88318.12336.136LRDF kmol/h

'(1)(2.2851)7.883VRDkmoi/h

故 1'36.13610.2400.0121.3950.005''25.89625.896mmWmmLWyxxxxVV、

第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以有ny=Dx,然后可以根据平衡方程可得1x,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求ny,用平衡方程求nx,直到nx

联立相平衡方程及精馏段操作线，逐板计算, 2.4751.475yxy

10.6960.303nnyx

1Dyx=0.995 10.988x

20.991y 2 0.977x

30.983y 3 0.959x

40.970y 40.929x