苯-甲苯连续精馏浮阀塔设计
1．课程设计的目的
2 课程设计题目描述和要求
本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：
原料苯含量：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% [单号] xd=96%，xw=1% [双号] 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
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=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s； 塔底产品(釜液)流量 W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/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) 安托尼方程 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）， 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'(Kg/s)＝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 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)] 0.5451 第七板 y7=0.681x6+0.311 0.6823 x7=y7/[y7+a(1-y7)] 0.4621 第八板 y8=0.681x7+0.311 0.6258 x8=y8/[y8+a(1-y8)] 0.4008 第九板 y9=0.681x8+0.311 0.5840 x9=y9/[y9+a(1-y9)] 0.3596