1、分离苯 甲苯混合液浮阀式精馏塔工艺目 录 前 言 11 工艺流程的确定及说明 22 精馏工艺设计 3 2.1 物料衡算 3 2.2 平衡关系和塔内操作温度的确定3 2.3 回流比的确定 4 2.4 理论板数的计算 4 2.5 实际板数的计算 5 2.5.1 全塔效率 52.5.2 实际板数 53 精馏塔设备设计 6 3.1 塔板结构设计计算 63.1.1 塔板的初步设计 63.1.2 溢流装置计算 73.1.3 塔板布置、浮阀数目及排列 83.2 塔板流体力学验算 93.2.1 塔板压力降 93.2.2 液泛 93.2.3 雾沫夹带 103.2.4 漏液 103.2.5 液面落差 113.3
2、塔板负荷性能图 113.3.1 雾沫夹带线 113.3.2 液泛线 113.4.3 漏液线 123.3.4 液面负荷上限 123.3.5 液面负荷下限 124 结果与讨论 13参考文献 15致谢 16前 言芳香族化合物是化工生产中重要的原材料，而苯和甲苯各有其重要作用。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料、树脂，合成农药、合成橡胶、合成纤维和洗涤剂等等。甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯、甲酚等化工产品，同时还可以用来制造三硝基甲苯、苯甲酸、对苯二甲酸、防腐剂、染料、泡沫塑料等。化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中
3、大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。浮阀塔于20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，现已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀塔板的结构特点是在塔板上有若干大孔，每个孔上装有一个可以上下浮动的阀片。浮阀塔具有以下优点：生产能力大。由于浮阀塔板较大的开口率，故其生产能力比泡罩塔大，与筛板塔相似。操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷操作范围比较宽。塔板效率高。气体压强降及液面落差较小。塔的造价低。结合以上浮阀塔的特点，决
4、定使用浮阀塔来精馏分离此混合液。1 工艺流程的确定及说明原料液在25时从贮罐（R-101）用离心泵输送到塔前预热器（E-101）中预热，再加一个换热器直至接近泡点温度92.5为止，由精馏塔（T-101）进料口进入塔内，在进料板上液体有一部分与自塔上部下部的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（E-104）经饱和蒸汽换成108.08蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器（E-102）循环水冷凝成81.13下的饱和液体进入回流罐（R-104），一部分重新回流，一部分经塔顶冷却器
5、（E-103）用进口温度28的井水冷却到25，输入苯贮槽。塔底产品甲苯经换热器（E-101）冷却至25输入甲苯贮槽（R-102），再沸器内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。 流程图2. 精馏工艺设计2.1 物料衡算计算基准：以1h进料量为基准。年产5.5万吨 即xF=0.45 xD=0.95 xW=0.05 对全塔进行物料衡算有F=D+W F=D+W即 80.09=D+W80.090.4402=D0.9573+W0.0584解得 D=34.02kmol/h W= 46.07kmol/h 2.2 平衡关系和塔内操作温度的确定表2-1 苯-甲苯物系在总压101.3kPa下的平衡数据溫度
6、PA0/kPaPB0/kPax=(P-PB0)/(PA0-PB0)y=PA0x/P80.1101.339.0112.59784114.144.50.8160.9192.56488128.450.80.6510.8252.52892144.157.80.5040.7172.49396161.365.60.3730.5942.459100180.074.20.2560.4552.426104200.383.60.1520.3002.396108222.494.00.0570.1252.366110.6237.7101.3002.346=（2.564+2.366）/2=2.465 根据表中数据画t-
7、x-y图。 图t-x-y由xF=0.4911 查图可得 tF=92.46由xD=0.9537 查图可得tD=81.13由xW=0.0584 查图可得tW=108.08则塔内的定性温度t=（81.13+108.08）/2=94.612.3 回流比的确定进料方程： x=xF=0.4402平衡方程 联立两方程组可得 yq=0.6592得Rmin=1.3612取R=1.4Rmin=1.905682.4 理论板数的计算由图解法求理论塔板数，见图2-1精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 图2-1由图可得共有12.5块理论塔板，精馏段有6块，提馏段有6.5块（包括再沸器）。2.5实际板数的计算2.5.1全塔
8、效率由塔内定性温度为94.61，可查得苯=0.270mPa.s ，甲苯=0.278mPa.s则L=0.44020.2710-3+（1-0.4402）0.27810-3=0.2745 mPa.s则L=2.460.2745=0.6752由此查精馏塔效率关联图可得E=0.51取浮阀塔的系数为1.2，ET=0.511.2=0.6122.5.2实际板数精馏段塔板数为6/0.612=9.8 圆整10块提馏段塔板数为5.5/0.612=8.99 圆整10块则第11块板为加料板。3精馏塔设备设计3.1 塔盘结构设计计算 只计算精馏段，提馏段省略。精馏段操作数据如下：物料 苯分子量 78操作压力 101.3kP
9、a操作温度 86.8 液相密度L 807.5kg/m3-气相密度v 2.66 kg/m3液相表面张力 20.3mN/m液体最大流量LS 0.0022 m3/s 气体最大流量VS 0.9605m3/s 附加说明：（1）L=RD=80.82kmol/hLS=LM/3600L=0.0022 m3/s（2）V=（R+1）D=117.93 kmol/hVS =VM/3600V=0.9605m3/s3.1.1 塔板初步设计（1）暂定溢流型式初选单溢流，取板间距HT=450mm。（2）估计塔径0.04板间距HT=0.450m，取板上液层高度hL=0.07m则 HT-hL=0.45-0.07=0.38m根据以
10、上数据，可由史密斯关联图查得C20=0.08又物系表面张力=20.3mN/m，无需校正，即C=C20=0.08则 极限空塔气速1.3916m/s取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.83m/s则塔径按标准塔径可圆整为D=1.4m，则塔截面积AT=实际空塔气速u=VS/AT=0.62m/s塔径D=1.4m2.2m，单溢流合适；D1.5m，HT=0.45m合适。 可选开人孔处的HT=0.6m，进料板处的HT=0.9m则I精馏段=（N精馏段-1-N开人孔数）HT+N开人孔数HT=（7-1-1）0.45+10.6=2.85m3.1.2 溢流装置计算由于圆形降液管只适用于小直径塔，且易造
11、成液相流量增大，形成淹塔，故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：（1）堰长lw 取堰长lw=0.60D，即lw=0.601.4=0.84m（2）出口堰高hw hw=hL-how采用平直堰，则取E=1hw=hL-how=0.07-0.023=0.047m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Aflw/D=0.6，由图可查得Af/AT=0.055，Wd/D=0.11则 Af=0.0551.54=0.0847m2 ，Wd=0.111.4=0.154m 液体在降液管中的停留时间5s 降液管尺寸合理。（4）降液管底隙高度ho ho=hW -0.006=0.047-0.006=0.041m3.1.3
12、浮阀数目及排列（1）浮阀数此次实际采用的是F1型重阀，Fo912时，板上所有阀全开，操作性能好。初取阀孔动能因数FO=10则 do=0.039m （2）浮阀的排列取无效区宽度WC=0.05m，安定区宽度WS=0.075m由于塔径D=1.4m，需采用分块式塔板四块浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，因为这种叉排方式气液接触效果较好。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而分块式的支承与衔接也要占用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜太大，故可取t=65mm=0.065m按t=75mm，t=65mm以等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图，见图5，排得阀孔数为130个
13、，按N=130重新核算孔速及阀孔动能因子其中， 则 ，仍在912范围内，作出的阀数能满足要求。塔板的开孔率在10%14%范围内，合适。3.2 塔板流体力学验算3.2.1 塔板压力降hphp=h板+h液+h表（1）干板压降h板 （2）板上充气液层阻力h液本物系是苯和甲苯的混合液，液相为碳氢化合物，可取充气系数o= 0.5h液=ohL=0.50.07=0.035m液柱（3）液体表面张力所造成的阻力h表对于浮阀塔，此阻力很小，可忽略不计。因此hp= 0.038+0.035=0.073m液柱3.2.2液泛 为了防止液泛现象的发生要求控制降液管中清液层高度Hd（HT+hw）Hd=hp+ hd +hL（1
14、）hp=0.073m液柱（2）液体通过降液管的压头损失 因不设进堰口，故按下式计算（3）板上液层高度 前已选定板上液层高度为hL= 0.07 m则 Hd = 0.073+0.00452+0.07=0.148 m液柱取=0.5，又已选定HT=0.45m，hw=0.047m则 （HT+hw）=0.5（0.45+0.047）=0.2735 m可见，Hd（HT+hw），符合防止液泛的要求，降液管高度足够，HT=0.45m合适。3.2.3 雾沫夹带 板上液体流径长度ZL=D-2Wd= 1.40-20.154=1.092m板上液流面积Ab=AT-2Af=1.54-20.0847=1.3706 m2 苯和甲
15、苯物系为正常系统，按物性参数表中K=1.0，又查得负荷系数CF=0.125（内差法）由于泛点率80%，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg（液）/kg（气）的要求。3.2.4漏液6，故不漏液。3.2.5液面落差对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差。3.3塔板负荷性能图3.3.1雾沫夹带线 按泛点率为80%计算并化简结果如下：VS= -29.52LS+3.11 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的VS值，LS=0时VS=3.11m/s， LS=0.008m/s时VS=2.87m/s。因此可作出雾沫夹带线。 3.3.2 液相负荷上限线 以=5s作为液体在降
16、液管中停留时间下限则 求出的值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。3.3.3液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限的条件即 值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。3.3.4液泛线 液泛线由下式确定（HT+hw）=hp+hd+hL= +ohL + hL即0.5(0.45+0.047)=+0.50.07+0.07则可将上式简化为：Vs2= 10.64-26103.02LS2-64.77LS2/3在操作范围内，任取若干个LS值，列于表3-1中，据表中数据做出液泛线。表3-1 液泛线的VS LS关系LS/（m3/s）0.0020.0040.0060.0080.010VS
17、/ (m3/s)2.882.742.572.362.103.3.5漏液线 取Fo=5作为发生漏液的下限则 据此可做出与液体流量无关的水平漏液线。将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的负荷性能图3-1-1。将设计点（0.0022，0.9605）标绘在3-1-1中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。图3-1-14 结果与讨论4.1设计结果现将计算结果汇总于表4-1中。表4-1 浮阀塔工艺设计计算结果总表项目计算数值及说明备注塔径D/m1.40板间距HT/m0.45实际塔板数空塔气速u/(m/s)溢流型式单溢流降液管型式弓形降液管堰长lw/m0.84堰高hw/m0.047降液管宽
18、度Wd/m0.07降液管底隙高度ho/m0.041浮阀排列形式等腰三角形叉排浮阀数N/个199阀孔气速uo/(m/s)6.99阀孔动能因数FO11.40孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排心距t/m0.080相邻横排中心线距离单板压降hp/ m液柱液体在降液管内停留时间/s15.3降液管内清液层高度Hd/m0.148泛点率/%39.8气相负荷上限(Vs)max/(m3/s)2.74液泛控制气相负荷下限(Vs)min/(m3/s)0.728漏液控制操作弹性3.774.2讨论任务规定的气液负荷下的操作点P（实际点），在适宜的操作区内：塔板的气相负荷上限由液泛线控制，下限由漏液线控制；由图6可查出塔板的气相负荷上限（VS）max=2.57m3/s气相负荷下限（VS）min=0.681m3/s操作弹性=2.57/0.681=3.77参考文献1张宏丽，刘兵，闫志谦，化工单元操作（第二版）. 化学工业出版社2卢焕章石油化工基础数据手册化学工业出版社3黄璐，王保国化工设计化学工业出版社4夏清，陈常青化工原理(上下册) 天津大学出版社5材成敬. 化工流体流动与传热. 北京：化学工业出版社，2000.6贾绍义. 柴诚敬. 化工传质与分离过程. 北京：化工业出版社.20017初志会，金鹤. 换热器技术问答 . 北京：化学工业出版社，2009. 致 谢
