内容发布更新时间 : 2024/12/28 11:05:31星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。

吉林化工学院化工原理课程设计

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

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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

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。

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塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 吉林化工学院化工原理课程设计

第一章 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℃ 0 20 40 60 苯mPa?s 0.638 0.485 0.381 甲苯mPa?s 80 0.308 0.311 80 815.0 810.0 100 0.255 0.264 100 792.5 790.3 120 0.215 0.228 120 767.9 770.0 0.758 0.58 0.459 0.373 表1-2 苯、甲苯的密度 温度℃ 0 20 40 60 苯kg/m3 甲苯kg/m 3-- 885.6 877.4 867.0 857.3 848.2 836.6 829.3 表1-3 苯、甲苯的表面张力 温度℃ 0 20 40 60 80 苯 mN/m 31.60 28.80 26.25 23.74 21.27 甲苯mN/m 100 18.85 19.49 120 16.49 17.34 30.89 28.54 26.22 23.94 21.69 表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容 温度℃ 0 50 100 72.7 89.7 104.8 k) 苯 kJ/(kmol?k) 甲苯kJ/(kmol?150 118.1 146.6 93.3 113.3 131.0 表1-5 苯、甲苯的汽化潜热 温度℃ 20 40 60 80 苯 kJ/kg 甲苯 kJ/kg

100 379.3 367.1 120 363.2 354.2 431.1 412.7 420.0 402.1 407.7 391.0 394.1 379.4 1.2物料衡算 1.2.1塔的物料衡算

（1）苯的摩尔质量：MA?78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量：MB=92.13kg/kmol

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（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：

MF?0.45?78.11?(1?0.45)?92.13?85.82kg/kmolMD?0.98?78.11?(1?0.98)?92.13?78.39kg/kmol MW?0.02?78.11?(1?0.02)?92.13?91.86kg/kmol（3）物料衡算

总物料衡算：F?D?W

即 D?W?100 …………………………………………（1）

易挥发组分物料衡算： DxD?Wxw?FxF

即 D?0.98?W?0.02?100?0.45 …………………………………（2）

塔的物料衡算

总物料衡算：D+W=100

苯物料衡算：0.98D+0.02W=0.45?100

解得： D=44.79kmol/h W=55.21 kmol/h 1.2.2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?m?10?1?2??10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 苯摩尔分数 温度℃ 液相 气相 液相 气相 0.0 0.088 0.200 0.300 0.397 0.489 0.0 0.212 0.370 0.500 0.618 0.710 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 92.1 0.592 0.700 0.803 0.903 0.950 1.00 0.789 0.853 0.914 0.957 0.979 1.00 温度℃ 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 ?1=

xA/xB0.212/(1?0.212)==2.79

yA/yB0.088/(1?0.088)同理可算出其它的?

?2 2.35

?3 ?4 2.46 ?5 2.56 ?6 2.58 ?7 2.49 ?8 2.61 ?9 2.39 ?10 2.45 2.33 从而推出?m?2.50

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所以平衡线方程y??x2.5x ?1?(??1)x1?1.5x因为q=0.96即?e?xF

ye?Rmin2.5?0.45?0.6721?1.5?0.45

xD?ye0.98?0.672???1.39ye?xe0.672?0.42取操作回流比R?2Rmin?2.78。 1.2.4求精馏塔的气液相负荷

L?R?D?2.78?44.79?124.52kmol/h

V?(R?1)D?(2.78?1)?44.79?169.31kmol/h L'?L?F?124.52?100?224.52kmol/h

V'?V?169.31kmol/h

1.2.5操作线方程 精馏段操作线方程为：yn?1?xR2.780.98xn?D?xn? R?1R?12.78?12.78?1yn?1?0.735xn?0.259

提馏段操作线方程为：yn?1?WxL'224.5255.21xn?w?xn??0.02?1.326xn?0.0065 V'V'169.31169.311.2.6用逐板法算理论板数

y1?xDy1? x1?2.5x1y10.98??x1???0.9511?(??1)x11?1.5x1??(??1)xD2.5?1.5?0.98y2?0.735?0.951?0.259?0.958 y20.958x2???0.901??(??1)y22.5?1.5?0.958同理可算出如下值：

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