精馏塔物料计算

1、苯甲苯混合液筛板精馏塔设计1设计任务和条件(1)年处理含苯60%(质量分数，下同)的苯-甲苯混合液50000吨料液温度35C(3)塔顶产品浓度98%(4)塔底釜液含甲苯98%每年实际生产天数330(一年中有一月检修)精馏塔顶压强4Kpa(表压)冷水温度30C饱和蒸汽压力0.1Mpa地址：江苏盐城2.板式塔的设计2.1工业生产对塔板的要求：通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。塔板效率要高。塔板压力降要低。操作弹性要大。结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离(如原油蒸馏等)，主要是考虑通过能力大。22设计方案的确定22.

2、1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，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，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。在本次的设计中，是为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。2.2.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。2.23进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料

3、，通常用釜残液预热原料。所以这次采用的是泡点进料。2.2.4加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。2.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。苯一甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。3工艺流程图板式塔主要由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和群座等组成。按照塔内气、液流动的方式，可将塔板分为错流与逆流塔板两

4、类。工业应用以错流式塔板为主，常用的由泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯-甲苯系。4.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量=78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量=93.13kg/kmolx=(0.6/78.11)/(0.6/8.11+0.4/93.13)=0.64Fx=(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/93.13)=0.983DXw=(0.02/78.11)/(0.02/78.11+0.98/93.13)=0.024原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔分数MF=0.64*78.11+0.36*93.13=83.5MD=

5、0.983*78.11+0.017*93.13=78.37Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.77物料衡算原料处理量qn,f=(50000X103)/(24X300X83.5)=83.17(kmol/h)总物料衡算83.17=qn，D+qn,W苯物料衡算83.17X0.64=0.983Xqn，D+0.024Xqn,W联立解得qn，D=30.75qn,W=52.425塔板数的确定苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图1。求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e(0.64,0.6

6、4)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为y=0.813x=0.64qq故最小回流比为R=0.983min取操作回流比为R=2M：,；=21.050.983=1.97求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.97X30.75=60.58mol/hV=(R+1)D=2.97X30.75=91.33mol/hL，=L+F=60.58+83.17=143.75mol/hV，=V=91.33mol/h求操作线方程精馏段操作线方程y=0.663x+0.331提留段操作线方程Y=1.754x0.013775图1(1)图解法求理论塔板数采用图解法求理论塔板数，如附图1所示。求解结果为：总的理论板层

7、数悻=13其中Nt,精=5Nt,提=7(不包括再沸器)进料板位置N=6T(2)实际板层数的求解精馏段实际板层数N精=5/0.52=9.6210N提=7/0.52=13.4614总实际塔板层数N=N精+N提=246精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力PD=P当地+P表=101.3+4=105.3Kpa每层塔板压强P=0.7Kpa进料板压强Pf=105.3+0.7X10=112.3Kpa精馏段平均压强Pm=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa(2)操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算结果如下：安托尼方程l

8、ogP=A-B/(C+1)其中A=6.03055B=1211.033C=220.790求的塔顶温度1d=81.4C进料板温度1=91.7CF精馏段平均温度1=(81.4+91.7)=86.55Cm平衡摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算：由x=y=0.983，查平衡曲线(见附图1),得D1x=0.9151M=0.983X78.11+0.017X92.13=78.37VDmM=0.915X78.11+0.085X92.13=79.39LDm进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图1），得y=0.778F查平衡曲线(见图1)，得x=0.581FM=0.778X78.11+0.222X93.13=81

9、.44kg/kmolUVFmM=0.581X78.11+0.419X93.13=84.4kg/kmolLm平均密度的计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即PM二mvm=(108.8X81.44)/(8.314X(86.55+273.15)=2.96kg/m3VmRTm液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即2塔顶液相平均密度的计算由t=81.4C,查手册得=813kg/m3p=808.2kg/m3DAB=1/(0.983/813+0.017/808.2)=812.92kg/m3LDm进料板液相平均密度的计算由t=91.7C,查手册得F=733.9kg/m3=734.1kg/m3AB进

10、料板液相的质量分率a=(0.581X78.11)/(0.581X78.11+0.419X93.13)=0.538APLFM=1/(0.538/733.9+0.462/734.1)=734kg/m3精馏段液相平均密度为=(812.92+734)/2=773.46kg/m3Lm液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即Lmii塔顶液相平均表面张力的计算由t=81.4C,查手册得D=21.75mN/mB=21.75mN/mBA=0.983X21.33+0.017X21.75=21.34mN/mLDm进料板液相平均表面张力的计算由t=91.7C，查手册得F=19.85mN/m=20.65mN/

11、mABolfm=0.581X19.85+0.419X20.65=20.19mN/m精馏段液相平均表面张力为=(21.34+20.19)/2=20.77mN/mLm液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg卩=,xlg卩Lmii塔顶液相平均粘度的计算由t=81.4C,查手册得Dp=0.297mPasp=0.310mPasABlgp=0.983Xlog0.297+0.017Xlog0.310LDmp=0.297mPasLDm进料板液相平均粘度的计算由t=91.7C，查手册得FpA=0.277mPasPB=0.284mPaslgp=0.581Xg0.277+0.419Xg0.284LFm=0.2

12、80mPasLFm精馏段液相平均粘度为=(0.297+0.280)/2=0.289mPasLm7精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径计算精馏段的气、液相体积流率为VM=(91.33X81.44)/(3600X2.96)=0.698m3/sV=vms3600pVmL=sLMLm3600pLm=(60.58X84.4)/(3600X773.46)=1.84X103m3/s由urp，p=CLVmaxpV式中C由式5-5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为Lp-31/2hrL)1/2=(1.83X10/0.698)X(773.46/2.96)=0.0424VphV取板间距H=0.40m,板上液层高度

13、h=0.06m,则TLH-h=0.40-0.06=0.34mTL查图5-1得，C=0.07520C=C20(爲)0=0.075X(20.77/20)0=0.0756u=CPL，PV=0.0756X(773.46-2.96/2.96)1/2=1.22m/smaxpV取安全系数为0.7,则空塔系数为u=0.7u=0.7X1.22=0.854m/smaxD=4Vs=(4X0.698F3.14F0.854)1/2=1.02mu按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为2A=D2=x1.0=0.785m2T44实际空塔系数为u=0.698/0.785=0.889m/s(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高

14、度为Z=(N-1)H=(101)X0.4=3.6TOC o 1-5 h z精精T提馏段有效高度为Z=(N1)H=(141)X0.4=5.2m提提T在进料板上处及提留段各开一个人孔，其高度均为0.8m故精馏段的有效高度为Z=Z+Z+0.8X2=3.6+5.2+0.8X2=10.4m精提8板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径D=1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lW取l=0.66D=0.66x1=0.66mW溢流堰高度hw由h，h一hWLOW选用平直堰，堰上液层高度h由下式计算，即OWh2.84E(L)h=E(h)2/3ow1000lW近似取E=1,则h=2.

15、84/1000X1X(0.00184X3600/0.66)2/3=0.0132mOW取板上清液层高度h=0.05mL故h，h-h=0.05-0.0132=0.0368mWLOW弓形降液管宽度和截面积由w0.66D查图5-7,得TOC o 1-5 h zAWf0.0722d0.124 HYPERLINK l bookmark44ADA=0.0722A=0.0722X0.785=0.0567m2fTW=0.124D=0.124X1=0.124md依式5-9验算液体在降液管中停留时间，即3600AH0=ft=(3600X0.0567X0.4)/(0.00184X3600)=12.326s5sLh故降

16、液管设计合理。降液管底隙高度hh036001uW0取u=016m/s0hLh=(0.00184X3600)/(3600X0.66X0.16)=0.0174m0.006m036001uW0故降液管底隙高度设计合理(2)塔板布置因D800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为5块。边缘区宽度确定取W=W/二0.065m,W=0.035mTOC o 1-5 h zssc开孔区面积计算开孔区面积A按下式计算，即aAJ兀丫2.x、 HYPERLINK l bookmark54A2xr2x2+sm-1180r丿其中x=D-(W+W)=1/2-(0.065+0.124)=0.311m2sdr=D-W

17、=l/2-0.035=0.465m2c，r2x2A2xr2-x2+sin-1=2X0.311X(0.46520.3112)i/2+n/180X0.4652a(180r丿Xsin1(0.311/0.465)=0.531m2筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径iJ.,=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3=3X5=15mm筛孔数目n为n=1.155Ao=1.155X0.531/0.015=2726个12开孔率为=0.907(o)2=0.907(05)2=10.1%t0.015气体通过筛孔的气速为Vu=s=0.698/(0.101X0.531)=

18、13.01m/sA09筛板的流体力学验算塔板压降板阻力h计算c干板阻力hc由下式计算，即hh0.051c，u0Ic0由/6=5/3=1.67,查图得，=0.772故h=0.051X(13.010.772)2X(2.96/773.46)=0.0554m液柱c气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力h由下式计算，即对筛板塔，漏液点气速可由下式计算对筛板塔，漏液点气速可由下式计算h=h1L本设计分离苯与甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取冲气数B=0.5则h=h=0.5X0.05=0.025m液柱1L液体表面张力的阻力h计算,液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即,4,420.74103门甘、冲

19、+h=l=0.0022m液柱opgd773.359.810.005L0气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即h=h+h+hpc1(h=0.0554+0.025+0.0022=0.0826m液柱p气体通过每层塔板的压降为P=hpg=0.0826X773.46X9.81=626.745.6m/s0稳定系数为u,K=o=13.01/506=2.2321.5uO.max故在本设计中无明显漏液液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即H(H+h)dTw苯一甲苯物系属一般物系，取p=0.5,则V(H+h)=0.5X(0.4+0.0368=0.2184mTw而Hh+h+hdpLd板上

20、不设进口堰，h可由下式计算，即dh=0.513C)2=0.153(0.16)2=0.00392m液柱d0H=0.0826+0.05+0.00392=0.13592m液柱dHp(H+h)dTw故在本设计中不会发生液泛现象9塔板负荷性能图(1)漏液线由u4.4C(0.0056+0.13h-h)p/p0,min0L,LVVuS,min0,minA0h=(h+h)Lwow2.84Lh=E(-h)2/3ow1000JWV=4.4CAs,min00V=4.4CAs,min000.00560.13h284eW10002/3lw丿巴/v=4.4X0.772X(0.101X0.531)-(0.0056+0.13

21、(0.0368+2.84/1000X(3600Ls/0.66)2/3)-0.0022)X(812.92/2.96)1/2整理得Vs,min二Vs,min二10.76寸0.00886+0.0565L2/3S在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表1表1L,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s1.0441.0691.1011.127由上表数据即可作出漏液线l(2)液沫夹带线以e以e=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下5.7-105.7-10-6、uaH-hTf3.2VsVsA-ATV2.543-s0.184=0.424V_2.

22、5h_2.5(h+h)Lwow=0.042how2.843600Lhow2.843600L1x1000s-I1.19丿2/3=0.594L2/3s故h=0.105+1.485L2/3f5.7x10-6e=5.7x10-6e=v20.74x10-3,3.2=0.1丿0.424VXs(0.2951.485L2/3s整理得V=4.39422.1143SS在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2表2L,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s4.2374.1043.9343.791由上表数据即可作出液沫夹带线23）液相负荷下限线对于平直堰，取堰

23、上液层高度h=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得owh=ow竺Eh=ow竺E10003600L,I1丿W2/3=0.006=(0.006x1000=(0.006x1000)3/2119=0.00102Ls，min2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4）液相负荷上限线以e=4s作为液体在降液管中停留时间的下限AHe=Lt=4Ls0.184x0.4L=0.0184m3/ss,max4据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线45）液泛线H=(H+h)dTwH=h+h+h；h=h+h+h；h=Bh；h=h+hdpLdpc1a1LLwow联立得H+(01)h=(B

24、+1)h+h+h+h联立得Twowcda忽略h，将h与L，h与L，h与V的关系式代人上式，并整理得owSdScSaV忽略h，将h与L，h与L，h与V的关系式代人上式，并整理得owSdScSaV2=b，cL2dL2/3Sss式中a二(Ac000.051(p)b，=pH+(p-B-1)hTwc，=0.153/(lh)2w02/3d，=2.84x10，3E(1+B)将有关数据代入，得a=0.051(2.91、(0.101x1.924x0.7721773.35丿=0.00853b，=0.5x0.4+(0.50.591x0.042=0.154c，0.153=135.86(1.19x0.0282J2d，=

25、2.84x10，3x1x(1+0.592/3=0.9450.00853V2=0.154-135.86L2-0.945L2/3SssV2=18.05-15927.3L2-110.79L2/3Sss在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3表3L,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s4.1544.0703.9503.835由上表数据即可作出液泛线根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示在负荷性能图上，作出操作点A,连接0A,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图2查得V3.334m3/sV1

26、.105m3/ss,maxs,minV3.334故操作弹性为Vsmx33343.017V1.105s,min所设计筛板的主要结果汇总于表4序号项目数值序号项目数值1平均温度tm,C86.5517边缘区宽度,m0.0352平均压力pm,kPa108.818开孔区面积,m20.5313气相流量VS,(m3/s)0.69819筛孔直径,m0.0054液相流量LS,(ms/s)1.8420筛孔数目2726X10-35塔的有效高度Z,m10.421孔中心距,m0.0156实际塔板数2422开孔率,10.17塔径,m123空塔气速，m/s0.6988板间距0.424筛孔气速，m/s13.019溢流型式单溢流25稳定系数1.85710降液管型式弓型26单板压降,kPa0.6267411堰长,m0.6627负荷上限液泛控制12堰咼，m0.036828负荷下限漏夜控制13板上液层高度,m0.0529液沫夹带,kg液/kg气0.01514堰上液层高度,m0.013230气相负荷上限，m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.017431气相负荷下限，/s1.10516安定区宽度,m0.0632操作弹性3.01710辅助设备的草图及选型回流冷凝器按