苯-甲苯二元物系板式连续精馏塔

原料组成(苯的质量分率)：0.41DW(1)塔顶压强：4kpa(2)进料热状况：q=1/3 (3)回流比：R=1.3Rmin河北省(大气压约为101.3kpa)(1)塔高、塔径及塔板机构尺寸的确定(2)塔板的流体力学体验(3)塔板的负荷性能图质临临界温度t(℃)C8.518.57临界压强PC(kPa)6833.44107.7沸点(℃).1分子式6665392.13和甲苯的饱和蒸汽压温度温度0CP,kPaAP0，kPaB10.004.2.036.030.0温度温度0C1液相中苯的摩尔分率.780.581.412.2580.1300汽相中苯的摩尔分率.900.777.630.4560.2620温度(℃)温度(℃)温度(℃)苯(mPa.s)甲苯(mPa.s)90100805801791L.279.279.286.308.34苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率℃xy99.6180.011005009590858000040806020X=X==X==0.0242.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量FDWD=4600/78.95=58.27kmol/hW=4876.14/91.80=53.12kmol/hF9576.14/85.82=111.48kmol/h的确定NT层数。得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图xx0y00.1280.3040.4530.5960.720.830.94311987654321008246②求最小回流比及操作回流比进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为：y=0.565x=0.350qqxy0.940.555故最小回流比为：R=dq==1.88minyx0.5550.350qqin荷L'=L+F=142.18+111.48=253.66Kmol/h精馏段操作线方y=x+x=x+0.94=R+1R+1D2.44+12.44+1理论板层数板层数N=14(包括再沸器)，进料板位置N=7TF2f(x)=[f(x)f(x)]xx1+f(x)=(0.2550.279)95.390+0.279=0.26621xx11009021f(x')=[f(x')f(x')]x'x1'+f(x')=(0.2640.286)95.390+0.286=0.27421x'x'11009021miiT提0.52DFFmmDFFt==88.05℃t==88.05℃m精2tm提2D11⑵进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得y=0.545F查平衡曲线，得x=0.345F(3)塔釜摩尔质量计算x=y=0.024x=0.004w22(3)精馏段平均摩尔质量(4)提馏段平均摩尔质量4.平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段p=mVm==2.88VmRT8.314(88.05+273.15)m提馏段p=mVm=提馏段p=mVm==3.28kg/m3m⑵液相平均密度计算1piiDAB1p==842.3kg/m3②进料板液相平均密度计算FAB进料板液相的质量分数计算a=1p==793.4kg/m3AB1p==780.5kg/m3m④精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为5.液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即=xLmii⑴塔顶液相平均表面张力计算DAB⑵进料板液相平均表面张力计算FAB⑶塔釜段液相平均表面张力计算wAB面张力为：6.液相平均粘度计算Lmii⑴塔顶液相平均粘度计算DABm0.293mPa•sm⑵进料板液相平均粘度计算FAB⑶塔顶液相平均粘度计算ABLwmLwm五精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.精馏段塔径的计算(1)精馏段的气、液相体积流率为：VVm=1.58m3LLV，其中的C由图查取，图的横坐标为：LV，其中的C由图查取，图的横坐标为：Vph(L)1/2=()1/2=pVp1.5836002.88hVVp1.5836002.88hVTLLL20.55C=C=(L)0.2=0.075()0.2=0.0754202020u=0.0754=1.256m/smax2.88取安全系数0.7，u=0.7u=0.879m/sjnnhDs=1.505mDs=1.505m按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为几A=1.72=2.269m2T4u=s==0.696m/sA2.269T2.提馏段塔径的计算为：V=Vm==0.937m3LLV，其中的C由图查取，图的横坐标为：p20VmaxhL()1/2Vp3736003.28hVVp3736003.28hVTLLL18.5C=C=(L)0.2=0.067()0.2=0.082202020u=0.082=1.27m/smax3.28取安全系数0.7，u=0.7u=0.89m/s44vsu按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为3.精馏塔的高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为A=1.32=1.327m2T4u=s==0.702m/sT精精T提提T馏塔的高度为m精提六塔板主要工艺尺寸的计算(一)精流段:1.溢流装置计算有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.7m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：⑴堰长lww⑵溢流堰高度hwwlow2.84Lh=E(h)2/3ow1000lw近似取E=1，则h=1()2/3=0.013mow58w⑶弓形降液管宽度W和截面积Adf0DADT故fTd液体在降液管中停留时间AH36000.16340.459=fT==16.2s>5sL0.00313600h⑷降液管底隙高度h0Lh=h03600lu'0h==0.028mw0故降液管底隙高度设计合理。受液盘，深度h'=50mm。w2.塔板布置⑴塔板的分块⑵边缘区快读确定ssc⑶开孔区面积计算开孔区面积Aa中r2xA=2(xr2一x2+r2xa180rD1.3x=一(W+W)=一(0.221+0.065)=0.364m2ds22c21520.364aa⑷筛孔计算及其排列⑷降液管底隙高度h02.842.84LE(h)2/30筛孔数目开孔率为0A0.1010.841o(二)提流段:1.溢流装置计算有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.3m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：⑴堰长lww⑵溢流堰高度hw由h=hh，选用平直堰，堰上液层高度h=wlowowww⑶弓形降液管宽度W和截面积AdfDADTA=0.072A=0.0720.785=0.0565m2故fTd液体在降液管中停留时间Lh=hL03600lu'0w0选用凹形受液盘，深度h'=50mm。w2.塔板布置⑴塔板的分块⑵边缘区快读确定WWmW5mssc⑶开孔区面积计算a180rD1.3Axrxr2a180rD1.3开孔区面积Aa2ds2中中2c2⑷筛孔计算及其排列00筛孔数目开孔率为Vu=Vu=s=气体通过筛孔的气速为=9.45m/气体通过筛孔的气速为0A0.1010.599o七筛板的流体力学验算(一)精馏段⑴干板阻力h计算c干板阻力h由：h0.051(u0)2(v)ccc0L020hhm柱⑵气体通过液层的阻力h计算L气体通过液层的阻力h由式LhhL0.719m/susuaAATf0avhh(hh)0.62(0.0440.016)0.037m液柱1lwow⑶液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力hh4L420.551030.0021m液柱gd817.859.810.005L0气体通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算：Phhhh0.0240.0370.00210.063m液柱Pc1ppL沫夹带e=(a)3.2v(H一h液模夹带量由式LTffL在本设计中液沫夹带量e在允许范围内。v4.漏液对筛板塔，漏液点气速u可由式(5-25)计算：o，min0L(Lv实际孔速稳定系数为nu18.6K=0==3.05>1.5u6.09在本设计中无明显漏液。5.液泛ddTwTwdpLd板上不设进口堰d0ddTw故在本设计中不会发生液泛现象。(二)提馏段⑴干板阻力h计算c干板阻力h由：h=0.051(0)2(vcccp0L020⑵气体通过液层的阻力h计算L气体通过液层的阻力h由式LhhLV0.937us1.286m/saAA0.7850.0565Tfm0avhh(hh)0.60(0.050.03)0.048m液柱1lwow⑶液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力hh4L419.151030.0020m液柱L0气体通过每层塔板的液柱高度h可按下式计算：PPc1ppL3液沫夹带液模夹带量由式e(vHhLTffL故e5.7106(1.286)3.20.078kg液/kg气0.1kg液/kg气在本设计中液沫夹带量e在允许范围内。v4.漏液对筛板塔，漏液点气速uL(Lv实际孔速稳定系数为u15.49K=0==2.49>1.5u6.23本设计中无明显漏液。5.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H应服从关系H<<Q(H+h)ddTwTwdpLd板上不设进口堰d0ddTw故在本设计中不会发生液泛现象。图(一)精流段1漏液线VV2.84Lu=s，min，h=h+h，h=E(h)2/30，minALwowow1000l0wLLs，min00w1000l(LVw2.842.843600L整理得在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表。ssLL/(m3/s)s0070.0016.00280.0040s.162.166.1692.液沫夹带线vsse=5.7106(ua)3.2vHhLTfVV由u=s=s=0.475VaAA2.2690.1634sTffLwowwow10000.66sfsTfse=5.7106[0.475Vs]3.2=0.1sss在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表。ssLL/(m3/s)s0070..0016.00280.0040V/(m3/s)s3液相负荷下限线W取E=1，则L=(0.0061000)2/30.66=0.00056m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4.液相负荷上限线降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。s的下限LS，min44S据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5.液泛线验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度HdPeLo,1LLwowH+(1)h=(+1)h+h+h+howdScSS0.051Sa'=(V)(Ac)2pooLTW(lh)2lWoW0.0512.82a'=()=0.082c'==390.23SSS在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表：ss可作可作出数据即LL/(m3/s)s0070.0016.00280.0040s根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得(二)提馏段1漏液线0，min0LcL/VV2.84Lu=s，min，h=h+h，h=E(h)2/3minALwowow1000l0w22.84L得V=4.4CA{0.0056+0.13[h+1(h)2/3]一h}p/ps，min00w1000lLVw4.40.7720.1010.599{0.0056+0.13[0.059+1(s)2/3]一0.0020}786.8/3.19整理得在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出V值，计算结果列于下表。ssLL/(m3/s)s0070.0016.00280.0040s.3510.3602.液沫夹带线vsse=5.710一6(ua)3.2LTf由u=Vs=Vs=1.373VTffLwowwow1000