【正文】 甲苯混合物簡介 化工生產(chǎn)中所處理的原 料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足儲存，運輸，加工和使用的需求，時常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì) . 芳香族化合物是化工生產(chǎn)中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，可用來制備染料，樹脂，農(nóng)藥，合成藥物，合成橡膠，合成纖維和洗滌劑等等；甲苯不僅是有機化工合成的優(yōu)良溶劑，而且可以合成異氰酸酯，甲酚等化工產(chǎn)品，同時也可以用來制造三硝基甲苯，苯甲酸，對苯二甲酸，防腐劑，染料，泡沫塑料，合成纖維等。 設(shè)計依據(jù) 本設(shè)計依據(jù)《化工原理課程設(shè)計》的設(shè)計實例，對所提出的題目進(jìn)行分析并做出理論計算。 技術(shù)來源 5 目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格的計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴(yán)格的計算對于連續(xù)精餾塔時最常采用的。 設(shè)計任務(wù)和要求 原料：苯～甲苯溶液，年產(chǎn)量時 6萬噸， 苯含量： 48%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），原料液的溫度：泡點溫度 設(shè)計要求：塔頂產(chǎn)品組成 98%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），塔底產(chǎn)品組成 3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 設(shè)計計算 確定設(shè)計方案的原則 確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué) 技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點： ； ； 3．保證安全生產(chǎn)（例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間）。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。 操作條件的確定 確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔 設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。 操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進(jìn)行考慮。 由于苯～甲苯物系對溫度的依賴性不強，常壓下是液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓。 其中塔頂?shù)膲毫?。 6 塔底的壓力為 +N 進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密 切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進(jìn)料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。 加熱方式的選擇 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高 于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。 設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸 餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。 塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為 3~8mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： (１ ) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60％，為浮閥塔的 80％左右。 (２ ) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增 加 10～ 15％。 (３ ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右。 (４ ) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30％左右。 篩板塔的缺點是： 7 (１ ) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 (２ ) 操作彈性較小 (約 2～ 3)。 (３ ) 小孔篩板容易堵塞。不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液 板式精餾塔的簡圖 常用數(shù)據(jù)表： 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項目 分子式 分子量 M 沸點（℃） 臨界溫度 tC（℃） 臨界壓強 PC（ kPa） 苯 A 甲苯 B C6H6 C6H5— CH3 表 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 C0 85 90 95 100 105 8 0AP ,kPa 0BP ， kPa 表 3 常溫下苯 — 甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（ [2]： 8P 例 1— 1 附表 2） 溫度 C0 85 90 95 100 105 液相中苯的摩爾分率 汽相中苯的摩爾分率 0 0 表 4 純組分的表面張力 ([1]： 378P 附錄圖 7) 溫度 80 90 100 110 120 苯， mN/m 甲苯， Mn/m 20 表 5 組分的液相密度 ([1]： 382P 附錄圖 8) 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯 ,kg/ 3m 甲苯 ,kg/ 3m 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 表 6 液體粘度 181。L （ [1]： 365P ） 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯（ mPa .s） 甲苯（ mPa .s） 表 7 常壓下苯 —— 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù) 9 溫度 t ℃ 液相中苯的摩爾分率 x 氣相中苯的摩爾分率 y 計算過程 10 相關(guān)工藝的計算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾 質(zhì)量 AM = 78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 BM = 92kg/kmol Fx =92/?= Dx = 92/? = wx = 92/? = 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 FM =? 78+（ ） ? 92= DM =? 78+()? 92= WM =? 78+()? 92= 物料衡算 以年工作 7200 小時，年產(chǎn) 6萬噸計，進(jìn)料為： 原物料處理量： F= 7200/106 7? = kmol/h 總物料衡算： =D+W 苯的物料衡算： ? =D? +W? 聯(lián)立解得： D= kmol/h W= kmol/h 最小回流比及操作回流比的確定 （ 1） 相對揮發(fā)度α 苯的沸點為 ℃，甲苯的沸點為 ℃，根據(jù)安托尼方程 [5] [ 5 ]1 2 0 6 .3 5lg 6 .0 3 22 2 0 .2 4Ap t? ?? ? （ [5]， 90 頁 安托尼方程 ） [ 5 ]1 3 4 3 .9 4lg 6 .0 7 82 1 9 .5 8Bp t? ?? ? 11 得： 1 2 0 6 . 3 5l g 6 . 0 3 22 2 0 . 2 4 8 0 . 1Ap ? ?? ? kpa? ? 1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 2 1 9 . 5 8 1 1 0 . 6Bp ? ?? ? kpa? ? 001 / 2 .6 4 2 2ABPP? ? ? 同理得 ? 時， kpa? ? kpa? ? 2 ?? ? ， 1 . 2 2 .6 4 2 2 2 .3 8 7 8 2 .5 1 1 8? ? ? ? ? ? ? ? （ 2） 最小回流比計算： [ 5 ]m in (1 x )1 []11DDFFxR xx?? ????? （ [5],112 頁式 946） ? ? m in m in m in 1 3 18 ( 1 3 ) 2 , 2 , [ ] 18 12 1 521 2 2 R R R R RR??? ? ? ? ? ??? ? ? 取故 精餾塔的氣、液相負(fù)荷和操作線方程 L =RD=? = V =(R+1)D=? = V? =V = kmol/h L? =V? +W=+= kmol/h 精餾段操作線方程為 y= 1?RR x+ 11?R [5]Dx = ? + =+ （ [5]， 106頁） 提餾段操作線方程為 : y? =VL?? x? [5]WWxV?= 035 .47 9 ???x =? （ [5]， 106頁） 逐板法求理論塔板數(shù) （ 1） 交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計算如下： 12 相平衡方程變形為 x = yy ，精餾段操作線方程 y=+ 1 Dyx? = ?????相 平 衡 方 程 11 1 0 . 9 5 8 42 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 8 7 55yx? ? ? ?????相 平 衡 方 程 222 0 . 9 1 7 62 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 8 7 67yx? ? ? ?????相 平 衡 方 程 333 0 . 8 5 4 92 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? 4 ? ?????相 平 衡 方 程 4 ? 5 ? ?????相 平 衡 方 程 5 ? 6 ? ?????相 平 衡 方 程 6 ? 7 ? ?????相 平 衡 方 程 7 fxx?? 因為 7x ＜ fx 精餾段理論板 n=6，第 7 塊為進(jìn)料板 （ 2）交替使用相平衡方程和提餾段操作線方程計算如下： 相平衡方程變形為 x = yy ，提餾段操 作線方程 y= 39。?? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。39。 ? ? ? 2239。39。2 39。 0 . 3 4 6 52 . 5 1 1 8 1 . 5 1 1 8yx y??? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。39。 ? ? ? 39。3 ? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。4 ? 13 39。4 ? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。5 ? 39。5 ? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。6 ? 39。6 ? ??????? 提 餾 段 操 作 線 方 程 39。7 ? 39。7 wxx??所以提留段理論板 n=6 精餾塔效率的估算 00t ( 8 0 .1 1 1 0 .6 ) / 2 9 5 .4CC? ? ? ? 時，相對揮發(fā)度計算如下： 120 6. 35l g 55 = 162 . 211 9220 .24 95. 4AAp p K Pa? ?? ? 得 ： 1 3 4 3 . 9 4l g 6 . 0 7 8 = 6 4 . 7 5 2 02 1 9 . 5 8 9 5 . 4BBp p K P a? ?? ? 得 39。 0 0/ 2 .5 1ABPP? ? ? 在 ℃時查得苯和甲苯的粘度為 = . =??苯 甲