年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书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。
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，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。
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围，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。
1、塔板的工艺设计1.1基础物性数据2、物料衡算 2.1塔的物料衡算（1）塔物料摩尔分率的计算：苯的摩尔质量：78.11A M =/kg kmol 甲苯的摩尔质量：B M =92.13/kg kmol 塔顶笨的摩尔分率：进料笨的摩尔分率：塔底笨的摩尔分率：（2）原料液平均摩尔质量：0.49178.11(10.491)92.1385.246/M kg kmol =⨯+-⨯=F原料液摩尔流量：80000000130.341/3002485.246F kmol h ==⨯⨯（3）物料衡算总物料衡算：W D F +=即 130.341D W += (1)苯的物料衡算： Fw D Fx Wx Dx =+即0.9920.024130.3410.491D W ⨯+⨯=⨯ (2)由方程（1）（2）解得：D=62.881koml/h W=67.460koml/h 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101021ααααΛ=m 算出。
如/0.99/78.110.992/(1)/0.99/78.110.01/92.13d A D d A d B x M x x M x M ===+-+/0.45/78.110.491/(1)/0.45/78.110.55/92.13f A F f A f B x M x x M x M ===+-+/0.02/78.110024/(1)/0.02/78.110.98/92.13w A W w A w B x M x x M x M ===+-+1α=B A B A y y x x //=)088.01/(088.0)212.01/(212.0--=79.2 同理可算出其它的α从而推出47.2=m α 所以平衡线方程xxx x y 47.1147.2)1(1+=-+=αα因为泡点进料q=1，所以有：min110.992 2.470.4910.992 1.351(1)10.491 1.470.491D F D FF x x R x x x αα⎡⎤--⨯⎡⎤=+=+=⎢⎥⎢⎥---⨯⎣⎦⎣⎦取操作回流比03.235.15.15.1min =⨯==R R 。
2.3求精馏塔的气液相负荷h kmol D R L /648.127881.6203.2=⨯=⨯=h kmol D R V /529.190881.62)103.2()1(=⨯+=+=因为泡点进料q=1，所以有：h kmol F L L /989.257341.130648.127'=+=+=h kmol V V /529.190'==2.4操作线方程精馏段操作线方程为：327.0669.0103.2992.0103.203.211+=+++=+-+=x x R x x R R y D 提馏段操作线方程为：0085.0354.1024.0529.190640.67529.190989.257'''-=⨯-=-=n w x x V Wx x V L y2.5用逐板法算理论板数980.0992.05.15.2992.0)1(47.1147.2)1(1992.0111111111=⨯-=--=⇒+=-+===y y x x x x x y x y D αααα 959.0983.047.147.2983.0)1(983.0327.0980.0669.02222=⨯-=--==+⨯=y y x y αα同理可算出如下值：024.00135.0;0328.00305.0;0721.00595.0;153.0106.0;227.0174.0;342.0259.0;463.0348.0;569.0426.0647.047.147.247.0;647.00085.0481.0354.19491.0481.0;699.0556.0;756.0641.0;815.0729.0;869.0811.0;914.0877.0;946.0926.0;968.017171616151514141313121211111010F 99887766554433=<===============⨯-==-⨯==<==============w x x y x y x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y x y x y 行计算。
数据代入提馏段方程进块板为加料板，以后将所以第所以总理论板数为=T N 16块（已扣除再沸器），其中精馏段8块，提馏段8块（已扣除再沸器），第9块为加料板。
2.6实际板数的求取全塔平均温度按塔顶及塔釜温度的算术平均值计算，塔顶和塔釜可分别近似为纯苯和纯甲苯，则有80.2110.695.42m t +≈=℃ 查取《化工工艺设计手册》得知，95.4℃时苯和甲苯的黏度为0.267cP μ=A ，0.275cP μ=B 。
故在全塔平均温度下平均黏度：120.2670.27120.275m cP μμμ+===又已知аm=2.47，由公式0.2450.49()T E μα-=可得：全塔效率541.0)47.2271.0(49.0245.0=⨯⨯=-T E 。
精馏段实际板层数 块圆整取精157.14541.0/8N == 提馏段实际板层数 块圆整取精157.14541.0/8N == 所以总实际塔板数 30N N N =+=提精块 3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1进料温度的计算依式T E =0.49（L αμ）245.0- 查苯—甲苯的气液平衡数据，由差法求得 进料温度F t ：.96376.0491.092491.0507.0--=--F F t t 48.92=⇒F t ℃同理可求得：塔顶温度29.80=D t ℃ 塔底温度52.109=W t ℃ 精馏段平均温度： C t m ο38.862)52.10929.80(1=+=提馏段平均温度： C t m ο00.1012)52.10948.92(2=+=3.2 操作压强塔顶压强D P =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降ΔP=0.7kPa ，进料板压强：F P =101.3+15×0.7=115.8kPa 塔底压强：w P =101.3+30×0.7=126.3 kPa精馏段平均操作压力：1(105.3115.8)110.55kPa 2m P +==提馏段平均操作压力：2(115.8126.3)121.05kPa 2m P +==3.3平均摩尔质量的计算 塔顶： x D =y 1=0.992，x 1=0.9800.99278.11(10.992)92.1378.22kg/mol 0.98078.11(10.980)92.1378.39kg/mol VDm LDm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=进料板：y F =0.699，x F =0.4840.66978.11(10.669)92.1382.75kg/mol 0.48478.11(10.484)92.1385.34kg/molVFm LFm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=塔釜： y W =0.0328，x W =0.01350.032878.11(10.0328)92.1391.67kg/mol 0.013578.11(10.0135)92.1391.94kg/molVWm LWm M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量：178.2282.7580.39g/mol 2Vm M K +==178.3985.3481.87kg/mol 2Lm M +==提馏段平均摩尔质量：291.6782.7587.21kg/mol 2Vm M +==291.9485.3488.64kg/mol 2Lm M +==3.4平均密度计算(1)气相平均密度Vm ρ计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度：3111/973.2)15.27338.86(314.839.8055.110m kg RT M P m vm ml vm =+⨯⨯=⨯=ρ提留段气相密度：32222/394.3)15.27300.101(314.821.8705.121m kg RT M P m vm m vm =+⨯⨯=⨯=ρ(2)液相平均密度Lm ρ计算 由式Lm1i A Bi LA LBαααρρρρ==+∑求相应的液相密度。