精餾塔物料計(jì)算

1、苯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(3)塔頂產(chǎn)品濃度98%(4)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(guò)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(guò)能力大。22設(shè)計(jì)方案的確定22.

2、1裝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(guò)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(guò)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(guò)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(lái)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。2.23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)料和飽和液體進(jìn)料

3、，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(pán)）、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，可將塔板分為錯(cuò)流與逆流塔板兩

4、類(lèi)。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。此次設(shè)計(jì)按照要求選用篩板塔來(lái)分離苯-甲苯系。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=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)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=

5、0.983*78.11+0.017*93.13=78.37Mw=0.024*78.11+0.976*93.13=92.77物料衡算原料處理量qn,f=(50000X103)/(24X300X83.5)=83.17(kmol/h)總物料衡算83.17=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=30.75qn,W=52.425塔板數(shù)的確定苯-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-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖，見(jiàn)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(0.64,0.6

6、4)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=0.813x=0.64qq故最小回流比為R=0.983min取操作回流比為R=2M：,；=21.050.983=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=91.33mol/hL，=L+F=60.58+83.17=143.75mol/hV，=V=91.33mol/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=1.754x0.013775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

7、數(shù)悻=13其中Nt,精=5Nt,提=7(不包括再沸器)進(jìn)料板位置N=6T(2)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=13.4614總實(shí)際塔板層數(shù)N=N精+N提=246精餾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每層塔板壓強(qiáng)P=0.7Kpa進(jìn)料板壓強(qiáng)Pf=105.3+0.7X10=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(guò)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l

8、ogP=A-B/(C+1)其中A=6.03055B=1211.033C=220.790求的塔頂溫度1d=81.4C進(jìn)料板溫度1=91.7CF精餾段平均溫度1=(81.4+91.7)=86.55Cm平衡摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：由x=y=0.983，查平衡曲線(見(jiàn)附圖1),得D1x=0.9151M=0.983X78.11+0.017X92.13=78.37VDmM=0.915X78.11+0.085X92.13=79.39LDm進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（見(jiàn)圖1），得y=0.778F查平衡曲線(見(jiàn)圖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PM二mvm=(108.8X81.44)/(8.314X(86.55+273.15)=2.96kg/m3VmRTm液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即2塔頂液相平均密度的計(jì)算由t=81.4C,查手冊(cè)得=813kg/m3p=808.2kg/m3DAB=1/(0.983/813+0.017/808.2)=812.92kg/m3LDm進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由t=91.7C,查手冊(cè)得F=733.9kg/m3=734.1kg/m3AB進(jìn)

10、料板液相的質(zhì)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精餾段液相平均密度為=(812.92+734)/2=773.46kg/m3Lm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，即Lmii塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由t=81.4C,查手冊(cè)得D=21.75mN/mB=21.75mN/mBA=0.983X21.33+0.017X21.75=21.34mN/mLDm進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由t=91.7C，查手冊(cè)得F=19.85mN/m=20.65mN/

11、mABolfm=0.581X19.85+0.419X20.65=20.19mN/m精餾段液相平均表面張力為=(21.34+20.19)/2=20.77mN/mLm液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lg卩=,xlg卩Lmii塔頂液相平均粘度的計(jì)算由t=81.4C,查手冊(cè)得Dp=0.297mPasp=0.310mPasABlgp=0.983Xlog0.297+0.017Xlog0.310LDmp=0.297mPasLDm進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由t=91.7C，查手冊(cè)得FpA=0.277mPasPB=0.284mPaslgp=0.581Xg0.277+0.419Xg0.284LFm=0.2

12、80mPasLFm精餾段液相平均粘度為=(0.297+0.280)/2=0.289mPasLm7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計(jì)算，其中的由圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為L(zhǎng)p-31/2hrL)1/2=(1.83X10/0.698)X(773.46/2.96)=0.0424VphV取板間距H=0.40m,板上液層高度

13、h=0.06m,則TLH-h=0.40-0.06=0.34mTL查圖5-1得，C=0.07520C=C20(爲(wèi))0=0.075X(20.77/20)0=0.0756u=CPL，PV=0.0756X(773.46-2.96/2.96)1/2=1.22m/smaxpV取安全系數(shù)為0.7,則空塔系數(shù)為u=0.7u=0.7X1.22=0.854m/smaxD=4Vs=(4X0.698F3.14F0.854)1/2=1.02mu按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.0m塔截面積為2A=D2=x1.0=0.785m2T44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

14、度為Z=(N-1)H=(101)X0.4=3.6TOC o 1-5 h z精精T提餾段有效高度為Z=(N1)H=(141)X0.4=5.2m提提T在進(jìn)料板上處及提留段各開(kāi)一個(gè)人孔，其高度均為0.8m故精餾段的有效高度為Z=Z+Z+0.8X2=3.6+5.2+0.8X2=10.4m精提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(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：堰長(zhǎng)lW取l=0.66D=0.66x1=0.66mW溢流堰高度hw由h，h一hWLOW選用平直堰，堰上液層高度h由下式計(jì)算，即OWh2.84E(L)h=E(h)2/3ow1000lW近似取E=1,則h=2.

15、84/1000X1X(0.00184X3600/0.66)2/3=0.0132mOW取板上清液層高度h=0.05mL故h，h-h=0.05-0.0132=0.0368mWLOW弓形降液管寬度和截面積由w0.66D查圖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驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即3600AH0=ft=(3600X0.0567X0.4)/(0.00184X3600)=12.326s5sLh故降

16、液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度hh036001uW0取u=016m/s0hLh=(0.00184X3600)/(3600X0.66X0.16)=0.0174m0.006m036001uW0故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理(2)塔板布置因D800mm，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/二0.065m,W=0.035mTOC o 1-5 h zssc開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積A按下式計(jì)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篩孔計(jì)算及其排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用6=3mm碳鋼板，取篩孔直徑iJ.,=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3=3X5=15mm篩孔數(shù)目n為n=1.155Ao=1.155X0.531/0.015=2726個(gè)12開(kāi)孔率為=0.907(o)2=0.907(05)2=10.1%t0.015氣體通過(guò)篩孔的氣速為Vu=s=0.698/(0.101X0.531)=

18、13.01m/sA09篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降板阻力h計(jì)算c干板阻力hc由下式計(jì)算，即hh0.051c，u0Ic0由/6=5/3=1.67,查圖得，=0.772故h=0.051X(13.010.772)2X(2.96/773.46)=0.0554m液柱c氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力h由下式計(jì)算，即對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算h=h1L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)B=0.5則h=h=0.5X0.05=0.025m液柱1L液體表面張力的阻力h計(jì)算,液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算，即,4,420.74103門(mén)甘、沖

19、+h=l=0.0022m液柱opgd773.359.810.005L0氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算，即h=h+h+hpc1(h=0.0554+0.025+0.0022=0.0826m液柱p氣體通過(guò)每層塔板的壓降為P=hpg=0.0826X773.46X9.81=626.745.6m/s0穩(wěn)定系數(shù)為u,K=o=13.01/506=2.2321.5uO.max故在本設(shè)計(jì)中無(wú)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H(H+h)dTw苯一甲苯物系屬一般物系，取p=0.5,則V(H+h)=0.5X(0.4+0.0368=0.2184mTw而Hh+h+hdpLd板上

20、不設(shè)進(jìn)口堰，h可由下式計(jì)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故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象9塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線由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1表1L,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s1.0441.0691.1011.127由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線l(2)液沫夾帶線以e以e=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)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,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s4.2374.1043.9343.791由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線23）液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰

23、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竺Eh=ow竺E10003600L,I1丿W2/3=0.006=(0.006x1000=(0.006x1000)3/2119=0.00102Ls，min2.843600據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4）液相負(fù)荷上限線以e=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AHe=Lt=4Ls0.184x0.4L=0.0184m3/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45）液泛線H=(H+h)dTwH=h+h+h；h=h+h+h；h=Bh；h=h+hdpLdpc1a1LLwow聯(lián)立得H+(01)h=(B

24、+1)h+h+h+h聯(lián)立得Twowcda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owSdScSaV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)將有關(guān)數(shù)據(jù)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3表3L,m3/ss0.00060.00150.00300.0045Vm3/s,s4.1544.0703.9503.835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0A,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V3.334m3/sV1

26、.105m3/ss,maxs,minV3.334故操作彈性為Vsmx33343.017V1.105s,min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)寬度,m0.0352平均壓力pm,kPa108.818開(kāi)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,(ms/s)1.8420篩孔數(shù)目2726X10-35塔的有效高度Z,m10.421孔中心距,m0.0156實(shí)際塔板數(shù)2422開(kāi)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堰咼，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