精餾塔物料計(jì)算

1、苯一甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)1設(shè)計(jì)任務(wù)和條件(1)年處理含苯60%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同)的苯-甲苯混合液50000噸料液溫度35C塔頂產(chǎn)品濃度98%塔底釜液含甲苯98%每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)330 (一年中有一月檢修)精餾塔頂壓強(qiáng)4Kpa (表壓)冷水溫度30C飽和蒸汽壓力0.1Mpa地址：江蘇鹽城2.板式塔的設(shè)計(jì)2.1工業(yè)生產(chǎn)對(duì)塔板的要求：通過能力要大，即單位塔截面能處理的氣液流量大。塔板效率要高。塔板壓力降要低。操作彈性要大。結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于制造。在這些要求中，對(duì)于要求產(chǎn)品純度高的分離操 作，首先應(yīng)考慮高效率；對(duì)于處理量大的一般性分離(如原油蒸餾等)，主 要是考慮通過能力大。22設(shè)計(jì)方案的確定2.1裝

2、置流程的確定精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn) 品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩 種流程。在本次的設(shè)計(jì)中，是為分離苯一甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離， 應(yīng)該采用連續(xù)精餾流程。2.2.2操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般 除熱敏性物系外，凡通過常壓 分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷 凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓精餾。根據(jù)本次任務(wù)的生產(chǎn)要求，應(yīng)采用常壓精餾操作。2.2. 3進(jìn)料熱狀況的選擇蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，它的不同將影響塔內(nèi)各層塔板的汽、液相 負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)

3、料和飽和液體進(jìn)料，通常用釜?dú)堃侯A(yù) 熱原料。所以這次采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。2.2.4加熱方式的選擇由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸 汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷 卻后送至儲(chǔ)罐。2.2.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)用和操作 費(fèi)用之和最低。苯一甲苯混合液是屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最 小回流比的2.0倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。3工藝流程圖板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)件（包括塔板、降液管和受液盤、人孔、 進(jìn)出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動(dòng)的方式，可

4、將塔板分為錯(cuò)流與逆流塔板兩類。工業(yè)應(yīng)用 以錯(cuò)流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。冷瓣器回流魔Ln降液管塔項(xiàng)產(chǎn)品或冷凝為饞出液）g T7-1_1冷瓣器回流魔Ln降液管塔項(xiàng)產(chǎn)品或冷凝為饞出液）g T7-1_1T 另 十 CT . ,講料J L m-1再沸囂J L m-1再沸囂-Z罰水培底產(chǎn)n或殘演）4.1精餾塔的物料衡算原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量=93.13 kg/kmolx =(0.6/78.11)/(0.6/8.11+0.4/93.13)=0.64 FXD 二(0.98/78.11)/(0.98/78.11+0.02/93

5、.13)=0.983Xw=(0.02/78.11)/(0.02/78.11+0.98/93.13)=0.024原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾分?jǐn)?shù)mF=0.64*78.11+0.36*93.13=83.5Md=0.983*78.11+0.017*93.13=78.37Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.77物料衡算原料處理量 qn，f= (50000X 103) / (24X300X83.5) =83.17 (kmol/h)總物料衡算83.17二qn,D+qn,W苯物料衡算 83.17X0.64=0.983Xqn, D+0.024Xqn,W聯(lián)立解得qn, D=30.75

6、qn,W=52.425塔板數(shù)的確定苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見圖1。求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖1中對(duì)角線上，自點(diǎn)e (0.64,0.64)作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y = 0.813 x = 0.64故最小回流比為R . =0.983取操作回流比為R=2 = ,：.=2 1.050.983=1.97求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RD=1.97X30.75=60.58mol/hV=(R+1)D=2.97X30.75=91.33 mol/hL，= L+F=60.58+83.17

7、=143.75 mol/hV，=V=91.33 mol/h求操作線方程 精餾段操作線方程 y=0.663x+0.331 提留段操作線方程 Y=1.754x-0.013775圖1(1)圖解法求理論塔板數(shù) 采用圖解法求理論塔板數(shù)，如附圖1所示。求解 結(jié)果為：總的理論板層數(shù)Nt=13其中Nt,精=5Nt,提=7 (不包括再沸器)進(jìn)料板位置N t = 6實(shí)際板層數(shù)的求解精餾段實(shí)際板層數(shù)N 精=5/0.52=9.6210N 提=7/0.52=13.462 14總實(shí)際塔板層數(shù)N=N精+ N提=246精餡塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1)操作壓力PD=P 當(dāng)?shù)?P 表=101.3+4=105.3Kpa每

8、層塔板壓強(qiáng)P=0.7Kpa進(jìn)料板壓強(qiáng)Pf=105.3+0.7 X 10=112.3Kpa精餾段平均壓強(qiáng) Pm=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa(2)操作溫度依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和 蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下：安托尼方程 log P=A-B/(C+t) 其中 A=6.03055 B=1211.033 C=220.790求的塔頂溫度td=81.4C進(jìn)料板溫度 t廣91.7C精餾段平均溫度 t刀二(81.4+91.7)=86.55 C平衡摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由xD二y 1=0.983，查平衡曲線(見附圖1),得x

9、 1 =0.915M 皿=0.983 X78.11+0.017X92.13=78.37M ld =0.915 X78.11+0.085X92.13=79.39進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由圖解理論板（見圖1）,得 y 廣0.778查平衡曲線（見圖1），得x f =0.581M 炒=0.778X78.11+0.222X93.13=81.44 kg/kmolM l =0.581 X78.11+0.419X93.13=84.4 kg/kmol平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即P = LMvm =(108.8X81.44)/ (8.314X (86.55+273.15) )=2.96

10、 kg/m3Vm RT m液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，1 p.= 氣 Pi 塔頂液相平均密度的計(jì)算由t q由t q=81.4C，查手冊(cè)得p = 813kg/m3p = 808.2kg/m 3PLD = 1/ (0.983/813+0.017/808.2) =812.92 kg/m3 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tF=91.7C，查手冊(cè)得p = 733.9kg/m 3p = 734.1 kg/m 3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 a廣(0.581X78.11)/ (0.581X78.11+0.419X93.13) =0.538P LFM=1/ (0.538/733.9+0.462/734.1

11、) =734 kg/m3精餾段液相平均密度為P l 二(812.92+734)/2=773.46 kg/m3液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，氣廣乙b.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD=81.4C，查手冊(cè)得bb21.33mN/mb b = 21.75mN/mbLDD 二0.983X21.33+0.017X21.75=21.34 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由bLDD 二0.983X21.33+0.017X21.75=21.34 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF=91.7C，查手冊(cè)得b19.85mN/mb B =20.65mN/molfm=0.581X19.85+

12、0.419X20.65=20.19 mN/m精餾段液相平均表面張力為b l =(21.34+20.19)/2=20.77 mN/m液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即ig pLm= x. ig p.塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=81.4C，查手冊(cè)得p 二p 二0.297mPasp 二0.310mPaslg plD = 0.983 Xlog 0.297+0.017Xlog 0.310Pld = 0.297mPas進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF=91.7C，查手冊(cè)得p = 0.277mPasPB = 0.284mPaslg p = 0.581Xlog 0.277+0.419Xlog 0.28

13、4 LFmrLF 二 0.280mPas精餾段液相平均粘度為rl = (0.297+0.280) /2=0.289 mPas7精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算(1)塔徑計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VMV = = (91.33X81.44)/(3600 X 2.96)=0.698m3/sVmLML = = (60.58 X 84.4)/(3600 X 773.46)=1.84X10 3 m3/s$3600pLm由u = C互工max V pV V式中C由式5-5計(jì)算，其中的 由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為L(zhǎng) p-31/2L ()1/2 = (1.83X 10 /0.698) X (773.46/2.96

14、)=0.0424V pv取板間距H廣0.40m，板上液層高度h廣0.06m，則H t - h l = 0.40-0.06 = 0.34m 查圖 5-1 得，C20 =0.075C = C20 (*)0.2 =0.075X(20.77/20) 0.2=0.0756umax:pL pv =0.0756X(773.46-2.96) /2.96) 1,2=1.22 m/s=C，t p1 V取安全系數(shù)為0.7,則空塔系數(shù)為u = 0.7 u =0.7X1.22=0.854 m/s，小/. 1/9D =$ = (4X0.6983.140.854) 1/2=1.02m兀按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積

15、為A = D 2 = x 1.0 =0.785 m 2 T 44實(shí)際空塔系數(shù)為u =0.698/0.785=0.889m/s(2)精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為2精二(N精-1)Ht= (10-1)X0.4=3.6提餾段有效高度為Z 提=(N 提-1) HT=(14-1)X0.4=5.2m在進(jìn)料板上處及提留段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m故精餾段的有效高度為Z= Z 精+ Z 提+0.8 X 2=3.6+5.2+0.8 X 2=10.4m 8板主要工藝尺寸的計(jì)算(1)溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)l W取=0.66D = 0.66

16、 x 1=0.66m溢流堰高度hw由hw =七-h選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算，即2.84 L h =E(f )2/3ow 1000 l w近似取E=1,則how =2.84/1000X1X(0.00184X3600/0.66)溢二0.0132m取板上清液層高度h =0.05m L故hw = h - h =0.05-0.0132=0.0368m弓形降液管寬度和截面積由W = 0.66D查圖5-7，得A-d = 0.124 D才=0.0722-d = 0.124 DTAf=0.0722AT=0.0722X0.785=0.0567 m 2W=0.124D=0.124X 1=0.124m

17、 d依式5-9驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即。二 3600氣七=(3600X0.0567X0.4) / (0.00184X3600) =12.326s 5sLh故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度h0 - 3600Z uW 0取 u =0.16m/sh0 = 3 = (0.00184X3600) / (3600X0.66X0.16) =0.0174m 0.006m W 0故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理(2)塔板布置因DN800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔極分為5塊。邊緣區(qū)寬度確定取 W = W = 0.065m , W = 0.035m開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積A按下式計(jì)算，即 aA J !.

18、兀 r2 xAa =21 Nr2f2+ 面 sin 一1 -其中 x = 2 - (W + W=1/2- (0.065+0.124) =0.311mr = D - W =1/2-0.035=0.465msin-1： =2 X (0.311X (0.4652-0.3112)1/2+ sin-1： =2 X (0.311X (0.4652-0.3112)1/2+ n /180X0.4652A = 2 x寸 r2 x 2 +!180 r)Xsin-1 (0.311/0.465) =0.531 m 2篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無腐蝕性，可選用3=3 mm碳鋼板，取篩孔直徑J., = 5 mmo

19、 篩孔按正三角形排列，取孔中心距七為t=3，&=3 X 5 = 15mm篩孔數(shù)目n為 n =1.155A0 =1.155X0.531/0.0152=2726 個(gè)12開孔率為6 = 0.907 (匕)2 = 0.907 ( 0005 ) 2 =10.1% t0.015氣體通過篩孔的氣速為V，、，u0 = 亍 =0.698/ (0.101X0.531) =13.01 m/s09篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降 板阻力計(jì)算干板阻力hc由下式計(jì)算，即h = 0.051/3=5/3 = 1.67,查圖得，：=0.772h = 0.051X(13.01:0.772) 2X(2.96/773.46) =0.055

20、4 m液柱氣體通過液層的阻力 計(jì)算 氣體通過液層的阻力h1由下式計(jì)算，即1 = & hL本設(shè)計(jì)分離苯與甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇_氣數(shù)3=0.5則匕=& 七=0.5 X 0.05=0.025m 液柱液體表面張力的阻力七計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力七由下式計(jì)算，即4。_4 x 20.74 x 10-3p gd - 773.35x9.81x0.005 m L 0氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即h = h + h + h p c 1。h =0.0554+0.025+0.0022=0.0826 m 液柱氣體通過每層塔板的壓降為P = h pl g=0.0826X773.46X

21、9.81=626.745.6 m/s 穩(wěn)定系數(shù)為K= =13.01/506=2.2321.5 u 0.max故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 應(yīng)服從下式的關(guān)系，即% (Ht + h )苯一甲苯物系屬一般物系，取中=0.5,則9(氣 + h )=0.5X(0.4+0.0368) =0.2184 m而H = h + h + hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計(jì)算，即h廣0.513()2 =0.153(0.16) 2 =0.00392m 液柱H 廣0.0826+0.05+0.00392=0.13592m 液柱% l|W 1000 1 l J-v / 、,2.84 f L )

22、2/3l 0.0056 + 0.13h + E -h-l|W 1000 1 l J-v w 71Vs ,min= 4。AoPl /七=4.4X0.772X(0.101X0.531) x(0.0056+0.13(0.0368+2.84/1000X (3600Ls/0.66)2/3)-0.0022)X (812.92/2.96) 1/2整理得V= 10.7/0.00886+0.0565L2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表1L ,m 3/s0.00060.00150.00300.0045V m 3/s,1.0441.0691.1011.127表1由上表數(shù)據(jù)即可作出

23、漏液線l液沫夾帶線以e =0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下5.7x10-6 f、u-hT f 73.2Vsf=2.5七=2.5(h + h )V s =0.424V 2.543 0.184s=0.042how2.84 1 xlx1000f3600L,)I 1.19 J2/3=0.594 L 2/3hf = 0.105 +1.485 L 2/3、3.2=0.1= 、3.2=0.1= 5.7 x10-6（v 20.74 x 10-3整理得V = 4.394 - 22.114 捋H T- h $ =0.295-1.485 L 2/30.424Vsk 0.295 -1.485L2/3 /

24、在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表2表2L ,m 3/s0.00060.00150.00300.0045V m 3/s,4.2374.1043.9343.791由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度h =0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得owh=ow土 h=ow土 E10002/3=0.006=（0.006 =（0.006 X 1000 ） 3/2 以=0.00102L smin2.843600據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。液相負(fù)荷上限線 以0=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限。二工=4LsT 0.1

25、84 x 0.4 (L =0.0184 m 3/ss ,max4據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。液泛線H = h + h + h ； h = h + h + h ； h = P h ； h = h + hd p L d p c 1 b 1L L w ow聯(lián)立得中 H +（9 P1）h =（P+ 1）h +h +h +h聯(lián)立得Twow c d b忽略h，將h與L, h與L, h與V的關(guān)系式代人上式，并整理得 bow s d S c S式中-0.051 ( P=9b，c，=0.153/(1 h式中-0.051 ( P=9b，c，=0.153/(1 h0) 2d，=2.84x 10-

26、3E (1+B)(3600)lw2/30.051( 2.910.051( 2.91、=0.00853(0.101x1.924 x 0.772773.35 )b，=0.5 x0.4+(0.50.59-1)x 0.042=0.154c，0.153(c，0.153(1.19 x 0.0282 )135.86一，/( 3600、2/3d，=2.84x10-3 x1x(1 + 0.59) 3600=0.9451.19 )故0.00853 V2 =0.154-135.86 L2 -0.945 賢或咋=18.05-15927.3L2 -110.79 京在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)

27、果列于表3表3L ,m 3/s0.00060.00150.00300.0045V m 3/s,4.1544.0703.9503.835由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA,即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖2查得V= V= 3.334m3/ ss ,maxV . = 1.105m3 / s故操作彈性為匕 故操作彈性為匕 _ 3.334CT面=3.017所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表4序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm,C86.5517邊緣區(qū)寬

28、度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.818開孔區(qū)面積,m20.5313氣相流量VS,(m3/s)0.69819篩孔直徑,m0.0054液相流量LS,(m3/s)1.84X10320篩孔數(shù)目27265塔的有效高度Z,m10.421孔中心距,m0.0156實(shí)際塔板數(shù)2422開孔率,10.17塔徑,m123空塔氣速，m/s0.6988板間距0.424篩孔氣速，m/s13.019溢流型式單溢流25穩(wěn)定系數(shù)1.85710降液管型式弓型26單板壓降,kPa0.6267411堰長(zhǎng),m0.6627負(fù)荷上限液泛控制12堰高，m0.036828負(fù)荷下限漏夜控制13板上液層高度,m0.0529液沫夾帶,kg液/kg氣0.01514堰上液層高度,m0.013230氣相負(fù)荷上限，m3/s3.33415降液管底隙高度,m0.017431氣相負(fù)荷下限，/s1.10516安定區(qū)寬度,m0.0632操作彈性3.01710輔助設(shè)備的草圖及選型回流冷凝器按冷凝器與