精馏塔物料计算参考资料.doc

(完整word)精馏塔物料计算参考资料

肀 苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计

袇1 设计任务和条件

膂(1)年处理含苯60％(质量分数，下同) 的苯-甲苯混合液50000吨

袃 （2)料液温度 35℃

衿 （3）塔顶产品浓度98%

羇 （4）塔底釜液含甲苯98％

薃（5）每年实际生产天数 330(一年中有一月检修）

芁（6）精馏塔顶压强 4Kpa(表压）

薈（7)冷水温度 30℃

羇（8）饱和蒸汽压力 0.1Mpa

羄（9）地址：江苏盐城

肃2。 板式塔的设计

蚁 2.1 工业生产对塔板的要求：

肆　　 ①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。

莅　　 ②塔板效率要高。

蒁　　 ③塔板压力降要低。

莀　　 ④操作弹性要大.

膆⑤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。

螆2．2设计方案的确定

膃2．2.1装置流程的确定

腿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.

芆在本次的设计中，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。

袃2.2。2操作压力的选择

蚁 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。

羈 根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。

莆2。2．3进料热状况的选择

芄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，通常用釜残液预热原料。

莂所以这次采用的是泡点进料。

羁2。2.4加热方式的选择

蒆 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。

蚅2.2.5回流比的选择

袀 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。

蝿 苯—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.

薆3工艺流程图

肅板式塔主要由筒体、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。

薂按照塔内气、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。

蒈此次设计按照要求选用筛板塔来分离苯—甲苯系。

薆

蒆4.1 精馏塔的物料衡算
1。原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分数

羀苯的摩尔质量=78.11 kg/kmol

薁甲苯的摩尔质量=93。13 kg/kmol
=（0。6/78。11)/(0.6/8.11+0.4/93.13）=0.64

蚆 =（0.98/78。11）/（0。98/78。11+0.02/93。13)=0。983

蚃 Xw=（0。02/78.11）/(0。02/78。11+0.98/93。13)=0。024

蚂2. 原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔分数

芀 MF=0.64*78。11+0。36*93。13=83.5

螅 MD=0。983＊78.11+0。017＊93.13=78.37

肄 Mw=0.024*78.11+0。976*93。13=92.77

蒄3。物料衡算

聿原料处理量 qn，f=(50000×103）/(24×300×83.5）=83.17（kmol/h）

羈总物料衡算 83.17=qn，D+qn，W

薇苯物料衡算 83.17×0。64=0。983×qn，D+0.024×qn，W

羄联立解得 qn，D=30.75

羀 qn,W=52.42

肈5塔板数的确定

羈苯-—甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

螆①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。

羃②求最小回流比及操作回流比

膈采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e(0.64,0.64）作垂线ef即为进料线(q线）,该线与平衡线的交点坐标为
= 0。813 = 0.64

肅故最小回流比为

膄 R=0.983

螂取操作回流比为

芇 R=2=21.050.983=1.97

蒆③求精馏塔的气、液相负荷

袆L=RD=1.97×30。75=60。58mol/h

薁V=(R+1)D=2。97×30.75=91。33 mol/h

薁L，=L+F=60.58+83.17=143。75 mol/h

袇V，=V=91.33 mol/h

莄④求操作线方程

薄精馏段操作线方程

蚁y=0。663x+0.331

芈提留段操作线方程

肆Y=1.754x—0.013775

莃

螁 图1
（1）
（2） 虿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：

薃总的理论板层数 N=13 其中 NT,精=5 NT，提=7（不包括再沸器）

肂 进料板位置 N = 6
（3）
（4） 袁实际板层数的求解
（5）
（6） 袆精馏段实际板层数

芅 N精=5/0.52=9。62≈10

袀 N提=7/0。52=13。46≈14

羁 总实际塔板层数 N=N精+ N提=24

芆6 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

蚃 (1)操作压力 PD=P当地+P表=101。3+4=105.3Kpa

羃 每层塔板压强 △P=0.7Kpa

肁 进料板压强 PF=105。3+0.7×10=112。3Kpa

蚇 精馏段平均压强 Pm=（105。3+112。3）/2=108.8Kpa

莅(2）操作温度

蚂 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：

肁安托尼方程 ㏒P=A-B/（C+t） 其中 A=6。03055 B=1211.033 C=220.790

肈求的塔顶温度 td=81。4℃

袃进料板温度 t=91。7℃

蒁精馏段平均温度 t=（81。4+91。7)=86。55 ℃
（7）
（8） 膀平衡摩尔质量的计算

膅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

薅 x =0。915

芀 M=0。983×78.11+0.017×92。13=78。37

芀 M=0。915×78.11+0。085×92。13=79.39

薆进料板平均摩尔质量计算

肃由图解理论板(见图1),得

芃y=0。778

莀查平衡曲线 （见图1），得

羇x=0。581

螅M=0。778×78.11+0。222×93。13=81。44 kg/kmol

肂M=0.581×78。11+0。419×93.13=84。4 kg/kmol
（9）
（10） 蒀平均密度的计算

莈 ①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即

膂==(108。8×81.44)/（8。314×（86。55+273。15）)=2.96 kg/m

螁 ②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即2

薀

蝿塔顶液相平均密度的计算
由t＝81.4℃,查手册得 = 813kg/m = 808.2kg/m

羄 = 1/（0。983/813+0.017/808.2）=812.92 kg/m

袃进料板液相平均密度的计算
由tF＝91.7℃，查手册得

蚀= 733.9kg/m = 734。1 kg/m

羅进料板液相的质量分率

蚆a=（0。581×78。11)/(0。581×78.11+0。419×93。13)=0.538

薂ρLFM=1/（0。538/733.9+0.462/734。1）=734 kg/m
精馏段液相平均密度为
=（812.92+734)/2=773.46 kg/m

蚀(6） 液体平均表面张力计算

莆 液相平均表面张力依下式计算，即

肄

莁塔顶液相平均表面张力的计算
由tD＝81.4℃,查手册得

螀 =21。33mN/m = 21.75mN/m

螇=0.983×21。33+0。017×21。75=21.34 mN/m

螆

膀进料板液相平均表面张力的计算
由tF＝91.7℃,查手册得

衿=19.85mN/m =20.65mN/m
σLFM=0。581×19。85+0.419×20。65=20。19 mN/m

膈精馏段液相平均表面张力为
=(21.34+20。19)/2=20。77 mN/m

芄（7) 液体平均粘度计算

膃液相平均粘度依下式计算，即

罿

芅塔顶液相平均粘度的计算

羆由tD＝81。4℃,查手册得

羂 =0.297mPa·s =0。310mPa·s
= 0.983×㏒0。297+0.017×㏒0.310
= 0.297mPa·s

聿进料板液相平均粘度的计算

蚆由tF＝91.7℃，查手册得

蒄 = 0。277mPa·s = 0。284mPa·s
= 0。581×㏒0.277+0.419×㏒0.284
= 0。280mPa·s

蚁精馏段液相平均粘度为

腿 =（0.297+0.280）/2=0。289 mPa•s

肇7精馏塔的塔体工艺尺寸计算

膆（1）塔径计算

螄精馏段的气、液相体积流率为
V = =(91。33×81。44)/(3600×2。96）=0。698m3/s

艿L = =(60.58×84。4）/（3600×773。46）=1.84×10-3 m3/s

蒈 由 u = C

薃式中C由式5—5计算，其中的由图5-1查取，图的横坐标为

薂(=（1.83×10—3/0。698）×（773。46/2。96）1/2=0。0424

艿取板间距H=0。40m,板上液层高度h= 0.06m,则

袈H- h= 0.40—0。06 = 0.34m

莅查图5-1得，C =0。075

芁C = C（ =0.075×（20。77/20）0。2=0.0756

荿u = C=0。0756×（773.46-2.96）/2。96)1/2=1.22 m/s

羅取安全系数为0。7，则空塔系数为

螃u = 0.7 u=0.7×1。22=0.854 m/s

肀D = =（4×0.698÷3.14÷0。854）1/2=1.02m

葿按标准塔径圆整后为D＝1.0m

莆塔截面积为

蒅A = D= 1.02=0.785 m

肃实际空塔系数为

薈u =0.698/0.785=0.889m/s

袇(2）精馏塔有效高度的计算

羃精馏段有效高度为

袂Z精 = （N精 —1）HT=（10-1)×0。4=3。6

蚈提馏段有效高度为

芈Z提 = （N提 -1）HT=（14-1)×0。4=5.2m

蚅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

蚁 Z= Z精+ Z提+0.8×2=3.6+5。2+0.8×2=10。4m

螈8板主要工艺尺寸的计算
（1）
（2） 虿溢流装置计算

膃因塔径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：

蚄 ①堰长lW

袈取 lW= 0.66D = 0.661=0.66m

螆②溢流堰高度hw

袄由

蒃选用平直堰,堰上液层高度h由下式计算，即

袈h =E(

膇近似取E＝1,则

薆 h=2.84/1000×1×（0。00184×3600/0.66)2/3=0.0132m

膁取板上清液层高度=0.05m

羈故 =0.05-0。0132=0。0368m

薇③弓形降液管宽度和截面积

羄由

羀查图5-7，得

肈

羈Af=0.0722AT=0。0722×0.785=0.0567 m

螆Wd=0.124D=0。124×1=0.124m

羃

膈依式5—9验算液体在降液管中停留时间，即

肅 θ= =（3600×0.0567×0。4）/（0.00184×3600)=12。326s> 5s

膄故降液管设计合理。

螂④降液管底隙高度

芇

蒆 取 =0.16m/s

袆=(0。00184×3600）/(3600×0.66×0.16)=0。0174m〉 0。006m

薁 故降液管底隙高度设计合理
（3）
（4） 薁塔板布置

袇因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔极分为5块。

莄 边缘区宽度确定

薄取 W = W＇= 0。065m , W = 0。035m

蚁②开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下式计算，即

芈
其中 x = — （W+ W） =1/2-（0.065+0.124)=0。311m

肆r =— W=1/2—0。035=0。465m

莃=2×｛0.311×（0.4652—0。3112）1/2+π/180×0。4652×sin—1(0。311/0.465）｝=0.531 m

螁③筛孔计算及其排列

虿本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用 δ＝3 mm碳钢板，取筛孔直径 ＝5 mm.
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

薃 t＝3＝3 × 5＝15mm

肂筛孔数目n为

袁n ==1.155×0。531/0.0152=2726个

袆开孔率为

芅 φ = 0。907(）= 0.907(）=10.1%

袀气体通过筛孔的气速为

羁u = =0.698/（0。101×0。531）=13.01 m/s

芆9筛板的流体力学验算

蚃塔板压降
①
② 羃板阻力hc计算

肁干板阻力hc由下式计算，即

蚇

莅由 ／δ＝5／3＝1.67，查图得，＝0.772

蚂故 h = 0.051×（13.01÷0。772）2×(2.96/773。46）=0.0554 m液柱

肁②气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力h1由下式计算,即

肈

袃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β=0.5

蒁则 =0.5×0。05=0。025m液柱

膀③液体表面张力的阻力计算

膅液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即

薅h= = =0.0022m液柱

芀气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

芀

薆h=0。0554+0.025+0。0022=0.0826 m液柱

肃气体通过每层塔板的压降为

芃△P= hg=0。0826×773。46×9.81=626.74<0。7kPa(设计允许值）

莀（4)液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
(5)液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即

羇 u= =0.698/（0.785—0.0567）=0.958

螅h =2.5h = 2。50。05=0。125

肂 =5.76×10-6/（20。74×10—3）×（0。958/（0。4-0。125）3。2=0.0151 kg液/kg气<0。1kg液/kg

蒀故在本设计中液沫夹带量在允许范围内
（11）
（12） 莈漏液

膂对筛板塔，漏液点气速可由下式计算

螁

薀 =4。4×0.772×(（0.0056+0.13×0.05-0.0022)×812。92/2.96）1/2

蝿=5。60 m/s

羄实际孔速 u=13.01m/s>5。6 m/s

袃稳定系数为

蚀 K==13.01/506=2。232〉1。5

羅故在本设计中无明显漏液
（13）
（14） 蚆液泛

薂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

蚀

莆苯一甲苯物系属一般物系，取＝0。5，则

肄=0。5×（0.4+0.0368）=0。2184 m

莁而

螀板上不设进口堰，可由下式计算，即

螇h=0.513=0。153(0。16）=0.00392m液柱

螆H=0.0826+0.05+0.00392=0。13592m液柱

膀

衿故在本设计中不会发生液泛现象

膈9塔板负荷性能图
（1）
（2） 芄漏液线

膃由

罿

芅

羆h =E（

羂得

聿 =4.4×0。772×（0.101×0。531）

蚆 ｛（0。0056+0.13（0.0368+2.84/1000×（3600Ls/0.66）2/3)-0.0022）×（812。92/2。96）｝1/2
整理得

蒄

蚁在操作范围内,任取几个Ls值，依上式计算出Vs值,计算结果列于表1

腿表1

肇L，m/s

膆0.0006

螄0.0015

艿0.0030

蒈0.0045

薃V m/s，

薂1。044

艿1.069

袈1.101

莅1。127

芁由上表数据即可作出漏液线l

荿(2） 液沫夹带线

羅以＝0.1kg液/kg气为限,求 Vs—Ls关系如下

螃由

肀u= = =0。424V

葿

莆h =0.042

蒅h= = 0。594 L

肃

薈故 h= 0。105 +1.485 L

袇 H— h=0.295-1.485 L

羃 e==0.1

袂整理得

蚈在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算出Vs值，计算结果列于表2

芈表2

蚅L，m/s

蚁0.0006

螈0。0015

虿0。0030

膃0.0045

蚄V m/s，

袈4。237

螆4.104

袄3。934

蒃3。791

袈由上表数据即可作出液沫夹带线2

膇（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式得

薆 h= =0。006

膁取E=1，则

羈L= （) = 0.00102

薇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θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限

羄θ==4

羀故 L==0。0184 m/s

肈据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。

羈(5)液泛线

螆令
由 ；；；

羃联立得
忽略,将与LS，与LS,与VS的关系式代人上式,并整理得

式中 =

膈 b＇= H+（ —β—1）h

肅 c＇=0.153/(lh)

膄 d＇=2。84（1+β)

螂将有关数据代入，得

芇 ==0.00853

蒆 b＇=0.5=0.154

袆 c＇== 135.86

薁 d＇=2.84=0。945

薁故 0。00853 =0.154-135.86 —0。945

袇或 =18。05—15927。3-110。79

莄在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表3

薄表3

蚁L，m/s

芈0.0006

肆0.0015

莃0.0030

螁0。0045

虿V m/s，

薃4。154

肂4.070

袁3.950

蒈3。835

袈由上表数据即可作出液泛线

蒃 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示

薃

衿在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图2查得

芆

薆故操作弹性为

蚃所设计筛板的主要结果汇总于表4

芀

肈序号

芅项目

螃数值

蚁序号

蒆项目

肄数值

袃1

螈平均温度tm，℃

膇86.55

袂17

袃边缘区宽度，m

膈0.035

蚅2

袅平均压力pm，kPa

羃108.8

蕿18

莇开孔区面积,m2

蚄0。531

肃3

羀气相流量VS，(m3/s）

袅0.698

蒃19

膂筛孔直径，m

莁0.005

薇4

蒆液相流量LS，(m3/s)

节1。84×10—3

薈20

艿筛孔数目

芅2726

莂5

罿塔的有效高度Z，m

螇10。4

羄21

蒂孔中心距,m

莀0。015
6
实际塔板数
24
22
开孔率，％
10。1
7
塔径，m
1
23
空塔气速, m/s
0。698
8
板间距
0。4
24
筛孔气速， m/s
13。01
9
溢流型式
单溢流
25
稳定系数
1。857
10
降液管型式
弓型
26
单板压降，kPa
0.62674
11
堰长，m
0。66
27
负荷上限
液泛控制
12
堰高，m
0。0368
28
负荷下限
漏夜控制
13
板上液层高度,m
0。05
29
液沫夹带,kg液/kg气
0.015
14
堰上液层高度,m
0。0132
30
气相负荷上限， m3/s
3。334
15
降液管底隙高度，m
0。0174
31
气相负荷下限, /s
1。105
16
安定区宽度，m
0。06
32
操作弹性
3。017
10辅助设备的草图及选型
回流冷凝器
按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式.
（1）整体式
如图3（a）和（b）所示.将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修,当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。
该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

（1） 图3 冷凝器的型式
（2）自流式
如图3（c)所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。
(3）强制循环式
如图3(d)、（e)所示。当冷凝器换热面过大时,装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处,用泵向塔提供回流液。
需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修.
再沸器
精馏塔底的再沸器可分为:釜式再沸器、热虹吸式再沸器及强制循环再沸器.
（1)釜式式再沸器
如图4（a)和（b)所示。（a）是卧式再沸器，壳方为釜液沸腾，管内可以加热蒸汽。塔底液体进入底液池中，再进入再沸器的管际空间被加热而部分汽化。蒸汽引到塔底最下一块塔板的下面，部分液体则通过再沸器内的垂直挡板，作为塔底产物被引出。液体的采出口与垂直塔板之间的空间至少停留8～10分钟,以分离液体中的气泡.为减少雾沫夹带,再沸器上方应有一分离空间，对于小设备，管束上方至少有300mm高的分离空间,对于大设备,取再沸器壳径为管束直径的1。3~1.6倍。
(b)是夹套式再沸器，液面上方必须留有蒸发空间，一般液面维持在容积的70%左右。夹套式再沸器，常用于传热面较小或间歇精馏中.
(2）热虹吸式再沸器
如图4(c）、（d）、(e)所示。它是依靠釜内部分汽化所产生的汽、液混合物其密度小于塔底液体密度，由密度差产生静压差使液体自动从塔底流入再沸器，因此该种再沸器又称自然循环再沸器。这种型式再沸器汽化率不大于40％，否则传热不良。
（3）强制循环再沸器
如图4中（f）所示.对于高粘度液体和热敏性气体，宜用泵强制循环式再沸器,因流速大、停留时间短，便于控制和调节液体循环量。
原料预热器和产品冷却器的型式不象塔顶冷凝器和塔底再沸器的制约条件那样多，可按传热原理计算。

（2） 图4 再沸器的型式

以下无正文

仅供个人用于学习、研究;不得用于商业用途.

For personal use only in study and research; not for commercial use。

仅供个人用于学习、研究;不得用于商业用途。

Nur für den persönlichen für Studien, Forschung, zu kommerziellen Zwecken verwendet werden.
Pour l ’étude et la recherche uniquement à des fins personnelles; pas à des fins commerciales。

仅供个人用于学习、研究；不得用于商业用途。

 только для людей， которые используются для обучения， исследований и не должны использоваться в коммерческих целях。