全塔物料衡算2

KMOLGMA/178板式连续精馏塔设计任务书一、设计题目分离苯甲苯系统的板式精馏塔设计试设计一座分离苯甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为45000吨，原料液中苯的含量为30，分离后苯的纯度达到95，塔底流出液中苯含量不得高于1以上均为质量百分数。二、操作条件1塔顶压强4KPA表压2进料热状态Q13回流比最小回流比的16倍加热蒸汽压强1013KPA单板压降07KPA三、塔板类型浮阀塔四、生产工作日每年300天，每天24小时运行全塔物料衡算11原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量03363192/70178/30FX0983496D001173192/0178/0WX03781107921387924KG/KMOLFMB3920967811004921378671KG/KMOLDM0017811099921391990KG/KMOLW12物料衡算原料处理量F450001000/300248792471084KMOL/H总物料衡算71084DW苯物料衡算7108403096D001W联合解得D21699KMOL/HW49385KMOL/H最少回流比由Q1和平衡线交点画图的出。（附图1）塔板数的确定21理论板数的求取苯甲苯属理想体系，可采用图解法球理论板层数。由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出TXY图与XY图。作图法求最小回流比及操作回流比。如图11。由，从图中读得360FQX510QY所以最小回流比为193369MINR取操作回流比为08161MIN精馏塔打气、液相负荷LRD30882169967007KMOL/HVR1D308812169988706KMOL/HLLF6600771084138091KMOL/LVV88706KMOL/H操作线方程精馏段操作线方程2360759607821067XXVDXLY提馏段操作线方程075102768349013XXXVWLY图解法求理论层数总理论板层数包括再沸器1413TN进料板位置7F22全塔效率实际板层数的求取全塔效率2450T9LE根据塔顶，塔底液相组成，查TXY图知塔顶温度81，塔底温度1099，求得塔平均温度为CO218由精馏段与提馏段的平均温度，依据安托尼方程，求出再CBAPTLG0求出0P相对挥发度。其中苯A6023,B120635,C22024甲苯A6078,B134394,C21958当温度为810182481352066LGP0A6797BKPA，KPA0432PAP0B571同理当温度为1099时，3682405612036LGPA1978B，235KPAP0A97KPAP0B234752064321M又因为平均温度为9545，查表知液体黏度为MPASMPAS60苯7甲苯MLGIIUXL027086MPAS全塔效率539027860504924T（E精馏段实际板层数块精13N提馏段实际板层数块25906提进料板为13F总实际板数131225块提精N物性数据及气液负荷的计算31操作条件和物性数据表操作压力塔顶压强101341053KPADP每层塔板压降07KPAP进料板压力10530771102F精馏段平均压力10531102/210775KPAM塔底压强PDNP105307251228KPAWP提馏段平均压力（11281102）/21165KPAM操作温度由附录查知，安托因方程中苯甲苯参数如下苯A6023,B120635,C22024甲苯A6078，B134394，C21958所以由安托尼方程进行试差计算，得CTBAPLOG0塔顶温度817DT进料板温度996F塔底温度1165WT精馏段平均温度817996/29065MD提馏段平均温度9961165/210805WT32进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算塔顶，由平衡图知690X1YD97101XKMOLGDM/5823）（78960MVDM27491）0971（1L进料板，36FX5YFKG/MOL40589213）01（78051MVFMFM97）36（36L塔底，查得0122YXW052XKMOLGMWMV/04691395017805L所以，精馏段平均摩尔质量KMOLGMLMV/358274079提馏段平均摩尔质量KMOLGMLMV/268284050697971133气相平均密度和气相负荷计算精馏段3/90426512734849850MKGRTMPMVVM提馏段3）0（16MVVM34液相平均密度和液相负荷计算液相密度依下式计算，即ILMA1塔顶,查得，CTDO8173/8KGA3/80MKGB3/12904/96/31LM进料板，查得，TOF3/756KA3/761KB进料板液相的质量分数为092130481036AAMKGFM/79148607/895603/21L进料板液相平均密度由，CTOW查得，3/78KGA3/KGB塔釜液相质量分数为018392/0178/01AW3/673605018/78901/72MKGLWM精馏段液相平均密度为39224MKGLM提馏段液相平均密度为3/578638971LM35液相液体表面张力的计算塔顶CTOD781查表知,MNA/206MNB/21503MNLDM/2107553469进料板CTOF查表知,NA/18MNB/91LFM1606403塔底CTOW56查表知，NA/19MNB/9517LWM600精馏段液相平均表面张力为MNLM/34206190752提馏段液相平均表面张力为58LW36平均粘度液相平均粘度计算公式IILMXLGL塔顶CTOD781查表知,SPAA03SPAB03675由BALDMLOG4LOG69LG所以进料板CTOF查表知,SPAA02596SMPAB02648LFMLOGALOG3BLOG514塔底1165WT查表知,SPAA0213SMPAB02371LFMLOGALOGBLOG9S7精馏段液相平均黏度为SMPALM035/2）034（精馏段液相平均粘度为S7）（塔径及塔板结构工艺尺寸的计算41塔径的计算精馏段气、液相体积流量SMVS/68450360/3458706360M3VMLSMLM/018679812360/498173603S提馏段气、液相体积流量SMVS/085243360145/8706360M3VM4781913SLM最大空塔气速计算公式VLMAXCU取板间距，板上液层高度，则HT045MHL05045005040MLH精馏段04938126084517VH提馏段857（VL查表知0085，008020C20所以0789/32020L精馏段SMU/145）3819（5/2MAX提馏段SMU/4071）245378（09/2MAX取安全系数07，则空塔气速为SMU/985071063精馏段VDS42983465提馏段MUS061510按标准塔径圆整后为D12M塔截面积为22834MDAT实际空塔气速精馏段SU/0706845/1提馏段M48342塔板主要工艺尺寸计算因塔径D12M，可造用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下堰长取066D0792MWLWL溢流堰高度由HOWLH选用平直堰，堰上液层高度2/3WLLE1084S近似取E1,则MHMLEHOWLWWSOW029105381029）7604（24184218）92318（1802/33/2弓形降液管宽度和截面积DWFA由，查图知60/DLW2410,072DWDT故13872MAFWD048014验算液体在降液管中停留时间精馏段SH5136001875326LH36ATF提馏段H4TF故降液管设计合理。降液管底隙高度0/360ULLHW精馏段取，则SMU10MLLHW620）107236（0/01867/360M2590W提馏段取，则SMU/3021）3063（604/360LLHWM9219H故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。MHW5043塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能系数10，由公式，求孔速0FVFU00USMSMU/3856421/865942100由式N求每层板上的浮阀数02DVSDD900阀孔直径即977798（块）865394202UNS11603117（块）0202DVS取边缘区宽度006M破沫区宽度01MCWSW按式计算鼓泡区面积RXXRAOA122SIN80即RMWDC546012MXSD351019222225074083ARCSIN418030435102MAA浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距T75MM0075M,则可按下式估算排间距，即T精馏段MNATA67075980提馏段TA581考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用100MM，而应小于此值，故取T80MM0080M按T75MM，T80MM以等腰三角形叉排方式作图，得阀数N120个塔板阀门布置图按N120个重新核算孔速及阀孔动能因数SMU/1862039048574640020679453747160FF阀孔动能因故变化不大，仍在9到12范围内。0塔板开孔率开孔率8174689931207821常压塔开孔率在1014之间，所以满足要求。塔板流体力学的验算及负荷性能图51气相通过浮阀塔的压强降每层塔板静压头降可按式计算压力降HLCP式中与相当得液柱高度，PHPPPLHGM与相当得液柱高度，CC与相当得液柱高度，LHL与相当得液柱高度，PM计算干板静压头降CSMUVOC/865904217317382/85/VOC48251/851/因，OCU0MUHLC02519769709，0OCLC86518241510板上充气液层阻力LH取充气系数50由公式MLL045克服表面张力所造成的阻力H气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为MHLCP073645028611单板压降PAGHPL98564157820369152淹塔为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液DH层阻力和液体流过降液管的阻力。因次，降液管中清夜层高度可用下式表示DH式且DLPDHWTH与气体通过塔板的压降相当的液柱高度073610PP液体通过降液柱的压头损失，因不设进口堰，按计算DH205HLLHWSDMHD07329704153151862板上液层高度，取ML因此MHHDPD1203051L977360为了防止液泛，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出DH口堰。按式，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素WTDHH的校正系数对一般物系，可取为0304；对不易发泡物系，可取0607取校正系数，又已选定板间距,5MT450HMHWW291,036MHT1203965W704可见从而可知符合防止液泛的要求。WTDH53雾沫夹带量用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。泛点率0136VSSLLFBVZKCA或泛点率计算泛点率10780TFVLSAKC板上液体流经长度MWDZDL864012板上液流面积2383AFTB苯和甲苯可按正常系统取物性系数K10，泛点负荷系数，代入公式得128012750FFC8031706381275086402579418641F8063710638120640945178350为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能满足的要求。干气）（液）/KG10EV54塔板负荷性能图雾沫夹带线对常压，塔径900的大塔，取泛点率80为其雾沫夹带量上限，则M按泛点率为80计算如下1F0136VSSLLFBVZKCA806381275014948SS073LVSS整理得1704175056829SSSLV或精馏段SSLV62195473提馏段08SS雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依1式算出相应的SSV表71雾沫夹带线数据/3SMLS00010006V3562336605/3SS00010006MS3058131563液泛线由公式DLLCDLPWTHHHH确定的液泛线，忽略式中的，得3/202020601842153345WSWWSLVWTLLEHQHGUHH物系一定，塔板结构尺寸一定，则及等均为定值，0,QHVWT而与又有如下关系，即0SNDVUS204式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此，可将上式简化得0D3/2221597354SSSLV/861在操作范围内任取若干个值，依2式算出相应的值列于附表2中SLSV表72液泛线数据/3SMLS000050001000200030004000500060007V211209203198193187181174/3SS206203198194190185180175液相负荷上限线当降液管尺寸一定时，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间过短，则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。要求液体在降液管内的停留时间秒，取秒计算，则如下式知35液体在降液管内停留时间SLHASTF360以作为液体在降液管中停留时间的下限，则S5SMTFS/0762450863MAX求出上限液体流量值。在图上做出液相负荷上限线为与气体流量SLSSVL无关的竖直线。SV漏液线对F1型重阀，当时，泄漏量接近10为确定气相负荷下限的依据。F1型重阀，取计算，则50VUFVPU50又知，则024NDVSVSND420以F05作为规定气体最小负荷的标准，则SMFNDUVVS/421095120394430202MINVS6757320202MIN据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）。液相负荷下限线为保证板上液流分布均匀，提高接触效果，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件。依下列的计算式06OWHMOWH3/2MIN3601842SOWLLEH计算出的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖SL直直线0636018423/2MINWSLLE03/2INSL取E1,则，则SMLWS/0673792842106301842632/2/MINSMLLWS/06737928421063018420632/2/MIN由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图4。由塔板负荷性能图可以看出（1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区以内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由附图4查出塔板的气相负荷上限，SMVS/713AX和下限，SMVS/7913AXSMVS/8603INSS/45903MIN操作弹性471IN,AXS9350MIN,AXSV设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。塔的有效高度与全塔实际高度的计算塔体有效高度MHNZT49501213提提精精根据化工工艺设计手册第四版每6块板开一人孔，26/64，人孔数为4，高度为08M故有效高度MZ精塔顶层空间的高度，取。MHD21塔底空间的高度，塔釜停留时间取，则取。INHB塔顶封头的确定。LH35041/4/1DL裙座高度的确定，为了制作方便，裙座为圆形SMDHS/MS23人孔数，在进料板上方开一个人孔，人孔处板间距为08M。进料板高度取08M。总高度SLBDPFTPFHHNNH125141045108308121503542190M浮阀塔工艺设计计算总表所设计筛板塔的主要结果汇总如下数值序号项目精馏段提馏段1平均温度/TM9065108052平均压力KPA1077511653气相流量M3/S/VS0684508854液相流量LS300018670004405实际塔板数N13126有效段高度Z/M13357塔径D/M128板间距/MTH0459溢流形式单溢流10降液管形式弓形降液管11堰长/MWL079212堰高/M003820029113板上液层高度/MLH00514堰上液层高度/MOW001180020915降液管底隙高度/M0H00260020116安定区宽度/MSW0117边缘区宽度/MC00618开孔区面积/AA2M050719浮阀直径/M0D0003920浮阀数目N12021孔中心距T/M00722排间距T/M00823开孔率/1298129324空塔气速U/1SM0373048325孔阀气速/047861826每层塔板压降/PAP559075469827液体在降液管停留时间/S318113528降液管内清液层高度HD/01210130929泛点率/31737630液沫夹带/E气液KGV000430004831气相负荷上限/13SM17717932气相负荷下限/0486045933操作弹性36439辅助设备的计算与选型塔顶冷凝器的试算与初选出料液温度817（饱和气）817（饱和液）冷却水温度25457561T7362T21TLNTM97453675当T817时，查表得KGKJR/9苯KGKJR/38甲苯R0963927004378739214KJ/KGWVMQVM56493602714278假设K5502/W）27284509MTKSM根据S33372选用F600IV06426查手册可知选择的尺寸如下公称直径600MM管长3000MM管子总数188管程数4中心排管数10SNDL18800253014279822M若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为K5472与原设值接近所以选择F600IV06426型号换热器塔主要连接管直径的确定塔顶蒸汽出口管径因塔顶出口全部为气体流速U取530之间故取流速U20M/SMUVSD752410291764故可选取无缝钢管，D245MM。1273验算实际流速SMDVS/47192501436U2实满足要求回流液管径因为苯和甲苯属于易燃、易爆液体，需流速U1M/S故取流速U05M/SMSD76800531426L故可选取无缝钢管，D81MM。0489实际流速/S49708143256LU2DS实满足要求进料管径同上，取U05M/SSMFMV/3024967930816FD5142选取无缝钢管，D81MM。089实际流速M/S4730814329VU2SFD实满足要求塔底出口管径同上，取U05M/SWDM27107831459选取无缝钢管，D117MM。0127实际流速052M/S174398LU22DS实满足要求（5）再沸腾加热蒸汽管径同（1），取U20M/SMDC82372014385选取无缝钢管，D245MM27SMU/8540132实满足要求