苯-甲苯的混合物
-
1
设计任务及操作条件
1.1
工艺条件及数据
（
1
）原料液含苯
42
％（质量分率，下同）
；
（
2
）馏出液含苯
98
％，残液含甲苯
97
％；
（
3
）泡点进料；
（
4
）料液可视为理想溶
液；
（
5
）
生产能力：
13000t/year
年开工
< br>7200
小时。
（
6
）
塔板类型：浮阀塔板
1.2
操作条件
（
1
）常压操作；
（
2
）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；
（
3
）塔顶压力
4kPa
（表压）
；
（
4
）单板压降
≤0.7kPa
；
< br>（
5
）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为
< br>5kgf/cm
2
（绝压）
；<
/p>
（
6
）冷却水
进口温度
30
0
C
，出口温度
45
0
C
；
（
7
< br>）设备热损失为加热蒸汽供热量的
5
％。
2
厂址
厂址为长沙地区。
3
设计方案的确定
< br>本设计任务为分离苯
-
甲苯混合物。对于二元混合物的分
离，应采用连续精
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
产品冷却器后送至储罐。
该物系属易分离物系，
最小回流比较小，
故操作比取
最
小回流比的
2
倍。塔釜采用间接蒸气
加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1
表
1
苯
-<
/p>
甲苯汽液平衡
苯，
%
（重量）
液体中
0.0
8.8
20.0
30.0
39.7
48.9
59.2
70.0
80.3
90.3
95.0
100.0
气体中
0.0
21.2
37.0
50.0
61.8
71.0
78.9
85.3
91.4
95.7
97.9
100.0
110.6
106.1
102.2
98.6
95.2
92.1
89.4
86.8
84.4
82.3
81.2
80.2
温度℃
4
主要工艺计算
4.1
精馏塔的物料衡算
（
1
）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量
M
a
=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量
M
b
=92.13kg/kmol
0.42
78.11
X
F
=
=0.461
0.42
0.58
78.11
92.13
0.98
78.
11
X
D
=
=0.983
0.98
0.02
78.11
92.13
< br>0.03
78.11
X
W
=
=0.035
0.03
0.97
78.11
92.13
2
图
1
精馏塔工艺流程图
(2)
原料液及塔顶、塔底产
品的平均摩尔质量
M
F
=0.461
78.11+
（
1-0.461
）
92.13=85.67kg/kmol
M
D
=0.983
78.11+
（
1-0.983
）
92.13=78.35kg/kmol
M
W
=0.035
78.11+
（
1-0.035
）
92.13=91.64kg/kmol
(3)
物料衡算
原料处理量
F=
13000
1000
7200<
/p>
85.67
=21.08kmol/h
总物料衡算
21.08=D+W`
苯物料衡算
21.08
0.461=0.983D+0.035W
联立解得
:D=9.47kmol/h
W=11.61kmol/h
表
2
物料衡
算表
进料
出料
项目
数量（
kmol/h
）
项目
数量（
kmol/h
）
进料
F
21.08
产品
D
9.47
塔底出量
W
11.61
合计
21.08
合计
21.08
4.2
塔板数的确定
(1)
理论板层数
N
T
的求取
苯
-
甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数
①
由手册查得苯
-
甲苯物系的气液平衡数据，绘出
x-y
图
见图
2
②
求最小回流比及操作回流比
3
1.0
0.9
0.8
0.7
0.6
0.5
0.4
0.3
0.
2
0.1
0.0
0.0
D
f
g
d
e
b
W
0.1
0.2
0.3
0.4
Xf
0.5
0.6
0.7
0
.8
0.9
1.0
图
2
图解法求理论塔数示意图
采用作图法求最小回流比。在图二的对角线上，
自点
e
（
0.461
< br>，
0.461
）处
作垂线
ef
即为进料线（
q
线）
，该线与平衡线的交点坐标为
y
q
=0.682
x
q
=0.461
故最小回流比为
Rmin=
x
D
y
q
y
q
x
q
=
0.983
0
.682
=1.36
0.682
<
/p>
0.461
取操作回流比为
R=2Rmin=2.72
③
求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=2.72
9.47=25.76kmol/h
V=
（
R+1
）
D=
（
2.72+1
）
9.47=35.23kmol/h
L
＇
=L+F=25.76+21.06=46.84km
ol/h
V
＇
=V=35.23kmol/h
④
求操作线方程
精馏段操作线方程为
y=
L<
/p>
D
25
.
76<
/p>
9
.
47
x
+
x
D
=0.73
1x+0.264
x
+
x
D
=
V
35
.
23
35
.
23
V
提馏段操作线方程为
y
＇
=
4
L
'<
/p>
W
x
'
-
x
W
=1.33x
＇
-0.0115
V
'
V
'
⑤
图解法求理论塔板数<
/p>
采用图解法求理论板层数
,
如图
2
所示
,
求解结果为
总理论板层数
N
T
=12.5
进料板位置
N
F
=7
(2)
实际板层数的求取
①
操作压力的计算
< br>塔顶操作压力
:P
D
=101.
325+4=105.325KPa
每层塔板压降
:
△
P
F
=0.7KPa
进料板压力
:P
F
=105.3+0.7
12=113.7KPa
精馏段平均压力
:Pm=0.5
(105.3+113.7)=109.5KPa
②
操作温度计算
由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由
Antoin
e
方程计算，计算所得数据列入表
3
表
3
试差法求塔顶温度和进料板温度数据表
t
（℃
）
<
/p>
Pa
（
kPa
）
Pb
（
kP
a
）
80
81
81.7
81.75
81.73
81.8
82
83
84
85
86
87
88
89
90
100.8964
104.0439
106.2925
106.4546
106.3898
106.6169
107.2678
110.5694
113.95
117.4108
120.9531
124.5782
128.2874
132.082
135.9634
38.82307
40.18224
41.15628
41.22657
41.19844
41.29696
41.5795
43.01562
44.49139
46.0076
47.56503
49.16451
50.80684
52.49285
54.22337
x
1.070942
1.019669
0.984762
0.982299
0.97984
0.921997
0.875466
0.830389
0.786708
0.744368
0.703314
0.663497
0.624867
t
（℃
）
P
a
（
kPa
）
P
a
（
kPa
）
91
92
93
94
x
139.9328
55.99924
0.587378
143.9917
57.8213
0.550986
148.1412
59.69041
0.515649
152.3828
61.60744
0.481326
0.983284
94.60
154.9726
62.78102
0.461203
94.61
155.016
62.80072
0.46087
94.7
155.4075
62.97833
0.457882
95
96
97
98
99
100
156.7179
63.57325
0.447978
161.1477
65.58873
0.415568
165.6737
67.65476
0.384061
170.2972
69.77223
0.353422
175.0196
71.94206
0.32362
179.8423
74.16514
0.294622
0.970043
94.62
155.0595
62.82044
0.460538
塔顶温度
:
平衡数据可查得
:X
D
=0.983
时
,t
D
=8
1.73
℃
进料板温度
:
从平衡数据可查得
:X
F
=0.461
时
, t
F
=94.6
℃
精馏段平均温度：
t<
/p>
m
=
（
81.7
3+94.6
）
/2=88.16
℃<
/p>
5
③
平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
x
D
=y<
/p>
1
=0.983,
查平衡曲线得到：
x
1
=0.9398
气相
M
VDM
=
0.983×
78.11+(1-0.983)×
92.13=
78.35
㎏
/kmol
液相
M
LDM
=
0.940×
78.11+
（
1-0.
940
）
×
92.13=78.95<
/p>
㎏
/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由气液平衡相图可知
:y
F
=0.633
时，
x
F
=0.416
气相
M
VFM
=
0.633×
78.11+(1-0.633)×
92.13=
83.26
㎏
/kmol
液相
M
LFM
=
0.416×
78.11+(1-0.416)×
92.13=
86.30
㎏
/kmol
精馏段平均摩尔质量
气相
M
VM
=
(78.35+83.26)/2=80.81
㎏
/kmol
液相
M
LM
=
(78.95+86.30)/2=82.63
㎏
/kmol
④
平均密度的计算
气相平均密度
ρ
P
M
V
=
M
m
=
109.5
80.81
273.15)
=2
.95kg/m
3
RT
8.314
(88.16
液相平均密度
ρ
LM
=
1
w
水
乙醇
w
水
乙醇
塔顶
:
因为
T
塔顶
=81.73
< br>℃
，查表
ρ
A
< br>=813.2
㎏
/m
3
，
ρ
B
=808.3
㎏
/m
3
代入上式
ρ
LD
M
=
1
(0.98/813.2
0.02
/808.3)
< br>=813.1
㎏
/m
3
进料板
:
因为
x
进料板
=0.
416
，由手册查得：
T
进料板
=94.6
℃
时
ρ
A
=79
8.5
㎏
/m
3
，
ρ
B
=801.8
㎏
/m
3
进料板液相的质量分率
a
A
=
0.416
78.11
< br>0.416
78.11
(1
0.416)92.13
=0.377
6
1
∴
ρ
LFm
=
/
798.5
0.623/
801.8
=800.6
㎏
/m
3
0.377
精馏段液相平均密度：
ρ
L
= (ρ
LDM
+ρ
LFM
)/2= (813
.1+800.6)/2=806.85
㎏
/m
3
⑤
表面张力的计算
由公式
σ
m
=
X
i
i
分别进行计算
塔顶
由
T<
/p>
d
=81.73
℃
查手册得：
σ
A
=21.4mN·
m
-1
σ
B
=21.7mN·
m
-1
σ
m
顶
=0.983×
21.4+0
.07×
21.7=21.41mN/m
进料板
由
T
F
=94.6
℃
，查手册得：
σ
A
=19.7
mN·
m
-1
σ
B
=20.9
mN·
m
-1
σ
m
进
=0.416×
19.7+0.584×
20.9=20.40 mN/m
精馏段液相平均表面张力为
：
σ
m
顶
m
进
m
精
=
2
=20.91mN/m
⑥
液体平均粘度的计算
液体平均粘度的计算公式
lgμ
Lm
X
i
lg
i
塔顶
由
t<
/p>
p
=81.73
℃
,
查手册得
μ
A
=0.310mPa·
s
；
μ
B
=0.315mPa·
s
lg
μ
LDm
0.983lg(0.310)+(1<
/p>
－
0.983)lg(0.315)
得
μ
LDm
0.310
mPa·
s
进料板
T
进料板
=94.6
℃
,
查手册得
μ
A
=0.264mPa·
s
；
μ
B
=0.289mPa·
s
得
μ
LFm
0.278
mPa·
s
7
精馏段液体平均粘度
μ
LDM
=0.5×
(0.310
＋
0.278)
＝
0.294 mPa·
s
∵
已知平均温度和黏度
,
对于理想物系在
tm=88.16
℃
时，
α
=2.47,
且
μ
LDM
＝
0.2
94 mPa·
s
∴
全塔效率可用<
/p>
O´
connell
法算出
:
E
T
0.49(
L
)
0.245
E
T
=0.49×
(2.47×
0.294)
-0.245
=52.9%
实际板
N
N
P
=
T
12
.
5
E
=
=25
块
T
0
.
529
精馏段
N
P
=12
块
提馏段
N
P
=13
块
4.3
精馏塔的塔体工艺尺寸计算
<
/p>
V
S
=
VM
vm
3600
=
38.45
80.81
LM
3600
2.95<
/p>
=0.293m
3
/s
L
S
=
LM
< br>LM
25.76
82.63<
/p>
3600
=
3
600
806.85
=0.0007
33 m
3
/s
LM
可得：
L
h
=L
s
×
3600=2.6388m
3
/h <
/p>
V
h
=V
s
×
3600=1054.8
m
3
/h
（
1
）塔径的计算
L
< br>h
V
(
L
)
1/2
=
0
.
000733
806
.
9
1/2
h
V
0
.
293
(
2
.
95
)
=0.0414
取
H
T
=0.35m,
取板上清液
h
L
=0.06m,
则
H
T
-h
L
=0.29m
查史密斯关联图得：
C
20
=0.063
∴
C=C
20
(
0.2
20
)
=0.063×
(
20
.
91
0.2
20
)
=0
.0636
u
max
=C
L
V
806.9
2.95
=0.0636
V
2.95
=1.05m/s
取安全系数为
0.7
8
u=0.7u
max
=0.735m/s
D=
4
V
S
=
4
0.293
=0.671m
u
3.14
0.8
3
取
D=0.7m
A
T
=
2
D
=0.785×
0.49
㎡＝
0.3847m
2
4
实际空塔气速
u=
0
.
293
=0.761m/s
0
.
385
（
2
）精馏塔高度的计算
H
(
n
n
F
n
P
< br>1)
H
T
n
F
H
F
n
P
H
P<
/p>
H
D
H
B
H
1
H
2
式中
H
——
塔高，
m
n
——
实
际塔板数
25
块
n
F
——
进料板数，
3
块
H
< br>F
——
进料孔处板间距，
0.8
m
n
P
——
手孔数
,5
H
B
——
塔底空间高
1.4m
H
P
——
开设手孔处板间距，
0.4m
H
D
——
塔顶空间高，取
1.3m
H
< br>T
——
板间距
0.35m
H
1
——
封头高度
和塔顶蒸汽出口管高度，
0.45m
H
2
——
裙座高度，
4.4m
求得：
H=17.55m
4.4
塔板的主要工艺尺寸计算
（
1
）溢流装置的计算
因塔径
D
＝
0.7m,
可选用单溢流弓形降液管，釆用凹形受液盘。各项计算如下：
①
堰长
l
W
取
l
W
＝
0.66D
l
W
＝
0.66D
＝
0.66×
0.7
＝
0.462m
9
②
溢流堰高度
h
W
由
h
W
＝
h
L
-h
OW
选用平直堰，堰上液层高度
h
OW
由式计算，即
<
/p>
h
2
.
84
L
h
ow
=
2/3
1000
×
E
(
L
)
w
取
E=1
h
ow
=
2<
/p>
.
84
0.000733
1000
×
(
3600
0.462
)
2/
3
=0.00907m
取板上清液高度
h
L
=0.06m
< br>h
W
=h
L
-h
ow
=0.06-0.00907=0.051m <
/p>
③
弓形降液管宽度
W
d
与降液管面积
A
f
由
l
W
< br>/D=0.66,
查弓形降液管的宽度与面积图得：
W
d
/D=0.124
A
f
/A
T
=0.0722
< br>W
d
=0.124×
D=0.1
24×
0.7=0.0868m
A
f
=0.0722×
4
×
D
2
=0.0722×
A
T
=0.0278
㎡
④
液体在降液管中的停留时间
t=
A
f
H
T
3600
0.0278
0.35
L
=
0.000733
3600
=13.27s>5s
S
经检验，降液管设计符合要求。
<
/p>
⑤
降液管底隙高度
h
0
取降液管底的流速为
0
=0.08m
/s,
根据
h
0
=L
S
/(l
w
×
0
)
计算得：
0.000733
3600
h
0
=
0.08
0.462
3600
=0.0198m
h
w
-h
0
=0
.051-0.0198=0.03121m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理，符合要求。
4.5
热量衡算
4.5.1
塔顶冷凝器的热量衡算
对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。
4.5.1.1
热量衡算式
如图所示，根据热量衡算式，有：
10
Q
V
’
Q
W
’
’
Q
L
Q
D
图
3
塔顶冷凝器热量衡算示意图
'
'
Q
V
Q
L
Q
D
Q
W
式中
Q<
/p>
V
’
——
塔顶蒸
气带入系统的热量；
Q
L
——
回流液带
出系统的热量；
Q
D
——
馏出液带
出系统的热量；
Q
W
’
——
冷凝水带出系统的热量。
4.5.1.2
各股物流的温度与压力
由塔顶蒸气组成
< br>x
D
=0.983
，通过气液平
衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温
度为
81.73
0
C
，改温度也为回流液和馏出液的温度。
由给定条件知：塔顶的操作压强为
P
＝
101
.3
＋
4
＝
1
05.3kPa
4.5.1.3
基准态的选择
以
105.3kPa
、
81.73
0
C
的液态苯和甲苯为热
量衡算的基准态，则：
Q
L
＝
Q
D
＝
0
4.5.1.4
各股物流热量的计算
查的苯与甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：
Δ
V
H
m
苯
（
T
b
）
=30.75J/mol
Δ
V
H
m
甲苯
（
T
b
）
=33.47J/mol
正常沸点分别为：
T
b
苯
＝
353.3K
T
b
甲苯
＝
383.8K
使用
Watson
公式
计算苯和甲苯在
81.73
0
C
的汽化焓：
1
<
/p>
T
r
2
0
.
38
V
H
m
(
T
2
)
< br>V
H
m
(
T
1
)(
)
1
T
r
1
式中
T
r
T
——
对比温度；
T
C
T
C
——
临界温度
。
查的苯和甲苯的临界温度分别为：
T
C
苯
＝
562.1K
T
C
甲苯
＝
593.9K
3
5
3
.
3
354
.
15
0
.
6
< br>2
9
0
.
63
对于苯：
T
r
1
T
r
2
5
6
2
.
1
562
.
1
1
－
0
.
6
3
0
< br>.
3
8
7
C
3
)
3
（
0
.
7
5
）
＝
3
J
0
.
m
7
o
2
< br>∴
V
H
m
苯
(
8
1
.
0
l
(
1
－
0
.
6
2
9
3
8
< br>3
.
3
354
< br>.
15
0
.
6
4
6
0
.
5
9<
/p>
6
对于甲苯：
T
r
1
T
r
2
5
9
3
.
9
< br>5
9
3
.
9
/
)
11
1
－
0
.
5
9
6
∴
V
H
m
甲苯
(
8
1
.
7
0
C
3
)
3
（
3
.
1
4
－
7
0
.
6
4<
/p>
）
0
.
3
8
6
＝
3
J
5
.
m
1
o
9
l
(
/
)
由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：
Q
'
V
Vx
< br>D
V
H
0
m
苯
(81.73
0
C
)
V
(1
x
D
)
V
H
m
甲苯
(81.73
< br>C
)
35.23
(0.983
30.7
2
＋
0.017
35.19)
1084.9(
kJ
/
h
)<
/p>
代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：
Q
W
’
＝
1084.9kJ/h
4.5.1.5
冷却水的用量
设冷却水的流量为
q
m
，则：
Q
W
’
＝
q
m
C
p
(
t
2
< br>－
t
1
)
已知：
t
1
＝
30
0
C
t
2
＝
45
0
C
以进出口水温的平均值为定性温度：
< br>t
1
t
2
m
t
2
30
45
2
37
.<
/p>
5
0
C
查得水在
37.5
0
C
时的比热容为：
C
pm
＝
4.175kJ/(
kg.
0
C)
'
∴
q
Q
W
1084.
9
m
C
(<
/p>
t
t
17.32(
kmol
/
h
)
pm
2
1
)
4
.175
(45
< br>30)
4.5.2
全塔的热量衡算
确定再沸器的蒸汽用量。
如图
3
所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。
Q
W
’
Q
D
Q
F
Q
L
Q
W
Q
V
图
4
全塔热量衡算示意图
12
4.5.2.1
热量衡算式
根据热量衡算式，可得：
'
Q
F
Q
V
Q
D
< br>
Q
W
Q
W
Q
L
由设计条件知：
Q
L
＝
5%
Q
V
＝
0.05
Q
V
∴
Q
F
＋
0.95
Q<
/p>
V
＝
Q
D
＋
Q
W
＋
Q
W
’
式中
Q<
/p>
F
——
进料带入系统的热量；
Q
V
——
加热蒸汽带入系统的热量；
Q
D
——
馏出液带出系统的热量；
Q
W
——
釜残液带出系统的热量；
Q
W
‘
——
冷却水带
出系统的热量；
Q
L
——
热损失。
4.5.2.2
各股物流的温度
由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：
t
F
＝
93.4
0
C
t
D
＝
81.73
0
C
t
< br>W
＝
110
0
< br>C
4.5.2.3
基准态的选择
以
105.3kPa
、
81.73
0
C
的液态苯和甲苯为热
量衡算的基准态，且忽略压力的
影响，则：
Q
D
=0
4.5.2.4
各股物流热量的计算
由于温度变化不大，采用平均温度：
81.73
110
t
m
95.87
0
C
2
的比热容计算各股物流的热量。
据：
C<
/p>
pm
＝
a
＋
bT
＋
cT
2
＋
dT
3
查得：
（苯）
a=
－
7.2733
b=770.541×
10
－
3
c=
－
1648.18×
1
0
－
6
<
/p>
d
＝
1897.84×
< br>10
－
9
（甲苯）
a=1.80826
b=812.223×
10
－
3
c=-1512.6
7×
10
－
6
d
＝
163
0.01×
10
－
9
< br>
故苯的比热容为：
C
pm
苯
＝－
7.27
33
＋
770.541
10
－
3
369.02
－
1648.18
10
－
6
369.02
2
＋
< br>1897.84
10
－
9
369.02
3
＝
147.99[
J
/(
mol
.
K
)]
甲苯的比热容为：
C
pm
甲苯
＝
1.80826
＋
812.223
10
－
3<
/p>
369.02
－
1512.67
10
－
6
369.02
2
＋
1630.01
10
－
9
369.02
3
＝
177.46[
J
/(
mol
.
K
)]
13
由此可求得进料与釜残液的热量分别为
：
Q
F
F
x
C
(
F
p
m
苯
F
t
8
1
.
< br>7
3
)
F
(
1
F
x
p
甲苯
m<
/p>
C
)
F
t
(
8
1
.
7
3
)
1
2
7
1
7
.
0
.
4
8
6
(<
/p>
1
(
9
0
4
.
4
6
6
1
8
)
1
.
7
3
)
2
1
.
0
<
/p>
8
0
.
4
6
1
1
4
7
.
9
9
(
9
4
.
6
4
4
4<
/p>
5
8
.
k
9
J
5
(
h
/
)
8
1
.
7
3
)
Q
W
Wx
W
C
pm
苯
(<
/p>
t
W
81.7
3)
W
(1
x
W
)
C<
/p>
pm
甲苯
(
t<
/p>
W
81.73)
11.61
0.035
147.99
(1
10
81.73)
11.61
0.965
<
/p>
177.46
(110
81.73)
57906
.46(
kJ
/
h
)
将以上结果代入到热量衡算式中
：
44458.95
＋
0.95
Q
V
＝
0
＋
57906.46
＋
1084.9
解得：
Q
V
＝
15297.27
（
kJ/h
）
热损失为：
Q
L
＝
0.05
Q
V
＝
0.05×
15297.27
＝
764.86
（
kJ/h
）
4.5.2.5
加热蒸汽的用量
设加热蒸汽的用量为
q
m
< br>’
，则：
< br>Q
V
＝
q
m
’
.
r
已知蒸气的压力为
5kg
f
/cm
2
（绝压）
，查得
改压力下蒸汽的汽化热为
r
＝
2113kJ/kg
由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：
Q
15279.27
'
q
m
V
7.24(
kg
/
h
)
r
2113
将以上数据列入下表：
表
4
热量衡算表
基准：
1h
输
入
项目
进料
加热蒸汽
总计
数量
kJ
44458.95
15297.27
59756.22
项目
馏出液
釜残液
冷却水
热损失
输
出
数量
kJ
0
57906.46
1084.9
764.86
59756.22
4.6
塔板的分布
< br>塔的直径
D=700mm,
小于
800mm,
所以采用整板式
（
1
）
边缘区宽度确定
14