苯甲苯分离 (2).ppt

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1、精细化工产品分离精制与控制能力训练项目一：高和化工有限公司苯乙烯生产车间苯乙烯生产中，副产物苯、甲苯混合物的分离。已知：处理量为40000t/Y,物料中含苯为45%（质量百分率，下同），要求塔顶产品中含甲苯不超过5%，塔釜产品中含苯不高于3%，物料温度为72，年生产时间为300天。组别：第三组 流程图工作任务2、确定苯甲苯分离工艺操作条件1）掌握物料的汽、液相平衡关系对于理想液体，在一定的温度下，气-液相平衡时候，气相中任一组分的分压等于该纯组合在该温度下的饱和蒸汽压乘以它在液相中的摩尔分数，及遵循拉乌尔定律。如图，压力上升，T-（x）y上移，两相区变小，分离程度降低，所以不采用加压操作，又苯

2、和甲苯的沸点差不是太小，不需要减压就可以精馏出来，而且减压操作较麻烦，所以采用常压操作物料衡算：全塔总物料衡算式：F=D+W易挥发组分的物料衡算式：联立两式得:所以釜出料为32.998kmol/h塔顶出料为32.266kmol/h根据算得的塔顶苯的摩尔分数为 =0.957和塔釜的苯的摩尔分数为 =0.0352查得塔顶温度为80度，塔釜为108度。精馏操作线方程：精馏段：在连续精馏塔中，因原料的不断进入塔中，故精馏段和提馏段操作关系不同，应该分别予以讨论。对精馏段进行物料衡算：总物料衡算式：V=L+D易挥发组分的物料衡算：整理得：或者提馏段：总物料衡算式：易挥发组分的物料衡算整理得：进料状态：查

3、苯-甲苯物系在常压下的温度组成图可知，对组成为0.45的进料，泡点为露点为 ,又进料的平均摩尔质量为查得，苯和甲苯的平均比热容将料液从 升温到 所需热量为 苯的汽化潜热为甲苯的汽化潜热为 继续加热，使之完全汽化（达 ），所需的热量可就苯和甲苯分别计算求和。可认为甲苯是 时完全汽化，再升温至 ，而甲苯先升温至 再全部汽化，即所以进料状态为冷液体进料。理论塔板数的确定：利用图解法求根据书上12页可查得塔顶温度为81度时候塔底108度的时候平均相对挥发度平衡线方程求算：汽液相平衡方程式 回流比对精馏操作的影响回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件。回流液的多少对整个精馏的操作有很大影响，随着回流比的

4、增加，精馏段操作线的截距越小，则操作线偏离平衡线越远，需要的理论塔板数越少，减少了设备费用，但是另一个方面，回流量及上升蒸汽都随之增大，塔顶冷凝器和塔底再沸器的负荷随之增大，增加操作费用。而且回流比增加，塔径会变大，投资费用就会增加。因此选择适合的回流比，使精馏操作的效果为最佳。q线方程：前面求得q=1.2，所以q线方程为：联立q线方程与平衡线方程，得点 为（0.53,0.73）解得，=1.137 由下图可以得到R=2，=11.6 由塔顶上升蒸汽的组成 与馏出液的组成 相同，从而确定了a点（，），连接ac得到精馏段操作线。y=0.667x+0.957画出q线，q线与ac线交点为d，连接 bd，

5、即得提馏段操作线 y=1.289x-0.0102 R根据上图可知，d点为两操作线交点，而跨过两操作线的交点时候的阶梯即代表适宜的加料位置，所以，本工艺的加料位置为第6块塔板板效率：（通常精馏塔中各层板得单板效率并不相等，为此常用全塔的效率来表示。）查得苯在72摄氏度时候的黏度约为0.35mPa，甲苯的黏度也约为0.35mPa，所以，进料时候的平均分子黏度为0.35mPa，平均相对挥发度前面算得两项相乘约为0.858，查书上25页得图1-39得全塔效率为52%实际塔板数：已知所以 ，即实际塔板数为23块 任务三：1.精馏塔的类型、结构、特点，选用精馏塔形式精馏塔分板式塔和填料塔两种。（1）板式塔

6、 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收,有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下,自上而下依次流过各层塔板,至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。特点：各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作，才能保证气液两相有效接触，从而得到较好的传质效果。如果塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好，就称这些塔板的操作弹性大。浮阀塔和泡罩塔

7、的操作弹性较大，筛板塔稍差。这三种塔型在正常范围内操作的板效率大致相同。（2）填料塔 填料塔是塔设备的一种。塔内填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。为了强化生产，提高气流速度，使在乳化状态下操作时，称乳化填料塔或乳化塔。填料塔是以塔内的填料作为气液两相间接触构件的传质设备。填料塔的塔身是一直立式圆筒，底部装有填料支承板，填料以乱堆或整砌的方式放置在支承板上。填料的上方安装填料压板，以防被上升气流吹动。液体从塔顶经液体分布器喷淋到填料上，并沿填料表面流下。气体从塔底送入，经气体分布装置（小直径塔一般不设气体分布装置）分布后

8、，与液体呈逆流连续通过填料层的空隙，在填料表面上，气液两相密切接触进行传质。填料塔属于连续接触式气液传质设备，两相组成沿塔高连续变化，在正常操作状态下，气相为连续相，液相为分散相。当液体沿填料层向下流动时，有逐渐向塔壁集中的趋势，使得塔壁附近的液流量逐渐增大，这种现象称为壁流。壁流效应造成气液两相在填料层中分布不均，从而使传质效率下降。因此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置再分布装置。液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器两部分，上层填料流下的液体经液体收集器收集后，送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料上。优点：生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大。缺点：填料

9、造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。结论：选用板式塔板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，广泛应用于精馏和吸收,苯与甲苯的分离属于液液系统。塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好。2）了解塔板形式、结构及特点，选用塔板形式（1）泡罩塔最常用的工业蒸馏操作所采用的塔板。每层塔板上装有若干个短管作为上升蒸汽通道，称为“升气管”。由于升气管高出液面，故板上液体不会从中漏下。升气管上覆以泡罩，泡罩周边开有许多齿缝，操作条件下，齿缝浸没于板上液体中，形成液封。上升气体通过齿缝被分散

10、成细小的气泡进入液层。板上的鼓泡液层或充分的鼓泡液体，为气液两相提供了大量的传质界面，液体通过降液管流下，并依靠溢流堰以保证塔板上存有一定厚度的液层。优点：不易发生泄漏现象；有较好的操作弹性；当气液负荷有较大波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；不易堵塞；对各种物料的适应性强。缺点：结构复杂；金属消耗量大；造价高；压降大；液沫夹带现象比较严重；限制了气速的提高，生产能力不大。（2）筛板塔 结构最简单的塔板。塔板上有许多均匀分布的筛孔。上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而与液体充分接触。在正常的操作范围内，通过筛孔上升的气流应能阻止液体经筛孔泄漏，液体通过降液管逐板流下。优点：结构简

11、单；金属消耗量少；造价低廉；气体压降小，板上液面落差也小；其生产能力及板效率较泡罩塔高。缺点：操作弹性范围较窄，小孔筛板容易堵塞。（3）浮阀塔 在带有降液管的塔板上开有若干大孔，每孔装有一个可以上下浮动的阀片。由孔上升的气流经过阀片与塔板的间隙，而与板上横流的液体接触。目前常用型号有F-1型、V-4型、T型优点：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，结构简单，安装方便。（4）喷射型塔板主要有舌形塔、浮动舌形塔、浮动喷射塔和斜孔塔板特点：蒸汽以喷射状态斜向通入液层，使气液两相接触加强。（5）网孔塔板 这种塔板上装有倾斜的挡沫板，其作用是避免液体直接被吹过塔板，并提供气液分离和气液接触的表面。特点：

12、生产能力大，压降低，容易加工制造（6）垂直塔板在塔板上开有按一定顺序排列的若干大孔（d=100200mm）,孔上设置侧壁开有许多筛孔的泡罩，泡罩底边留有间隙供液体进入罩内。操作时，上升气流将由泡罩底隙进入罩内的液体拉成液膜，形成两相上升流动，经泡罩侧壁筛孔喷出后两相分离，即气体上升，液体落回塔板。液体从塔板入口流至降液管，将多次经历上述过程。（7）林德筛板）林德筛板专为真空精馏设计的高效率低压力降塔板,结构特点是在整个筛板上设置一定数量的导向筛孔，在塔板入口处设置斜台。林德筛板利用部分气体的动量推动液体流动，以抵消液体流经塔板因受到流动阻力而形成的水力坡度，均匀降低液层，减少气液两相在空间上的

13、反向流动和不均匀分布,因此既降低塔板压力降,又提高塔板效率。斜台的作用是避免低气速下在塔板入口处发生漏液现象（8）多降液管塔板）多降液管塔板特别适用于大液体负荷操作。每块塔板上设有多根平行的降液管（一般其间 隔约0.5m），相邻两塔板的降液管成90交错，降液管下端悬空在下面塔板的鼓泡区上方，液流从管底的缝隙下落。靠管内积液的液封作用，阻止气体窜入管中。一般因积液层浅，可以采用较小的板间距，这样能抵偿塔板效率(见级效率)稍低的缺点（9）旋流塔板）旋流塔板这种气体通过能力大、板间距小的新型塔板，也是中国开发的。当气流通过类似于风车叶片式的塔板时，发生旋转运动，并将降液管流下的液体喷散,使气液较好地

14、接触。因为离心力的作用,雾沫夹带大为减小，故可采用较高气速；但因气液接触时间短，板效率较低。结论：选择浮阀塔因为浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔基础发展起来的，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，成为国内应用最广泛的塔型。而且浮阀塔具有以下优点：1）生产能力比泡罩塔的大20%40%,与筛板塔相近。2）操作弹性大3）塔板效率高4）气体压强降及液面落差较小5）塔造价低塔径的计算：按照圆管内流量公式，塔径可表示为 或 塔径，m 塔内上升气体的体积流量，u 空塔气速，m/s空塔气速可按下述方法计算。先根据半经验公式计算出最大允许空塔气速C气相负荷因子，m/s ,液相密度、气相密度，表面张力为0.02N/m时的气体

15、负荷因子，m/s,由史密斯关联图查得；C表面张力为 时的气体负荷因子，m/s；与C相对应的液体表面张力，N/m求出最大允许空塔气速后，乘以安全系数可得适宜的空塔气速。将求得空塔气速代入公式即可求得塔径，最后根据塔径系列标准进行圆整，得出适宜的塔径。塔顶气相密度为确定气相负荷因子C时所涉及的塔顶液相密度及表面张力近似按纯苯计算，查得苯的密度为879甲苯的密度为867精馏段上升与下降的气体流量、液体流量分别为取板间距0.45m,清液层高度为0.08m，分离空间高度H=0.45-0.08=0.37m。气液动能参数为查史密斯关联图得气体负荷因子 为0.08。最大允许空塔气速为选取空塔气速为u=0.70

16、*1.400=0.98m/s塔径为塔径的计算值不是整数时，应予以圆整。根据我国压力容器公称直径标准，直径在1m以下间隔为100mm,直径在1m以上间隔为200m，故直径应取1.2m。塔高包括塔顶、有效高、塔釜、裙座。塔顶：一个板间距十一个封头，一般为1.21.5m有效高：（塔板数-1）*板间距。进料处板间距不小于700mm，人孔处板间距不小于600m,人孔数依据一个人孔十层塔板塔釜：釜装液量为2/3,釜液面到最后一塔板至少有一个板间距裙座：裙座是以釜液能有足够的液位高度顺利排出为原则，一般为23m塔高为：1.3+（22-1）*0.45+（0.7-0.45）+（0.6-0.45）*2+4*0.45+2.5=15.5m