分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔

1、化工原理课程设计任务书设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为 0.96，塔底釜液的组成为 0.01 o设计条件如下： 表 3-18操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址4kPa（塔顶常压）自选自选w0.7kPaET=52%天津地区试根据上述工艺条件作岀筛板塔的设计计算。设计计算1设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。 对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预 热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采

2、用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2精馏塔的物料衡算 （1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 J二T肝厂门甲苯的摩尔质量心算 _0.41/78.11尸 0 41/78 H + 0 59/92.130.9660.96/78 II0 96/78.11 + H04/92J30.01/78 110.012* 0 01/78 11+0.99/92.13'(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf = 0.450 X7

3、8.11 + (l-0,450)X 92,13 = .B2kglkmol = 0.966x78.11 + (1-0.966)x 92,13 = 78,59ig/ knol = 0.012x78.11+(1-0.012)x92.13 = 91.96te/*wZ(3) 物料衡算=46,61 加o" h原料处理量12总物料衡算46.61 =D+ W苯物料衡算 46.61 X0.45 = 0.966D + 0.012 W联立解得 d = 21.40 kmol / hW=25.21kmol/h3塔板数的确定(1)理论板层数 NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得苯

4、一甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图3-22。 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图3-19中对角线上，自点e (0.45 , 0.45 )作垂线ef即为进料线(q线)，该线和平衡线的交点坐标为yq = 0.667 xq = 0.450巾-几 _ Q966-0667故最小回流比为取操作回流比为求精馏塔的气、液相负荷Z = 5xD = 2.76x2140 = 59.06MA r= (R +1)D =(2.76+1)x2140 = 80.46 曲册 = Z+ = 59.06+46 61= 105 67few/A卩二卩二恥46加川k图3-22图解法求理论板层数求操作线方程精馏

5、段操作线方程为而U珈+0浙LqF提馏段操作线方程为图解法求理论板层数总理论板层数 NT= 12. 5 (包括再沸器)进料板位置NF = 6(2) 实际板层数的求取精馏段实际板层数“境-5/0.52 =9.6-10,提馏段实际板层数6.5/0.52=12.5 -134精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。(1) 操作压力计算塔顶操作压力 PD= 101.3 + 4= 105.3 kPa每层塔板压降 p=0.7 kPa进料板压力 PF = 105.3 + 0.7 X10= 112.3kPa精馏段平均压力 P m =( 105.3 + 112.3 )/ 2= 108.8 kPa(

6、2) 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算岀泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD=82.C进料板温度t F=99.5 C精馏段平均温度 tm=( 82.l + 99.5 ) /2 = 90.8 C(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y仁0.966,查平衡曲线(见图 3-22 )，得x1=0.916M陈二 0 966x7811+(1-0966)x92 13=78-59 馆代泅= 0.916x78 ll+(l-0.916)x92J3=79WW进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板(见图 3-22，得yF = 0.6

7、04查平衡曲线（见图 3-22 ），得xF = 0.388= 0.604x78.11 + (1-0 604)x92.13 = 83.66ig7M Ma = 0.388x78.11+(l-0.388)x92.13 = 86.6Ug7M 精馏段平均摩尔质量% = (7B.59 4- 83.66)/2 = 81.13ig/WM险=(79.29+ 86.69)/2 = 82.99fcg/fano/(4) 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即液相平均密度计算8,314x(90.8+ 273.15)液相平均密度依下式计算，即1/邛疥+%/ film / PkA f P塔顶液相平均密度

8、的计算 由tD=82.C，查手册得-812.7A:g/m? ps -807,9kg/ffls%亠=° %2-7 + ° %7.9 仏 812,5即w?进料板液相平均密度的计算 由tF =99.5 C,查手册得Pa =79O.8tg/进料板液相的质量分率= 0.3500 3B8x7B.ll +(1- 0 388)x92.13p=79l.6Kg/精馏段液相平均密度为p Lm= (812.5+791.6 ) /2=802.1 kg/m(5) 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tD =82.1 C，查手册得b A=21.24 m N/m

9、bB=21.42 m N/mb LDm=0.966X 21.24+(1 -0.966) X 21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tF = 99.5 'C,查手册得b A=18.90 m N/m b B=20.0 m N/mb LFm=0.388 X 18.90+(1 - 0.388) X 20.0=19.57 mN/m精馏段液相平均表面张力为b Lm= (21.25+19.57 ) /2=20.41 mN/m(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lg 卩 Lm=S xi lg 卩 i塔顶液相平均粘度的计算由tD =82.1 C，查手册得卩 A=0.

10、302 mPa s 卩 B=0.306 mPa slg 卩 LDm=0.966Klg(0.302)+ (1- 0.966) Xlg(0.306)解出 卩 LDm=0.302 mPa s进料板液相平均粘度的计算由tF =99.5 C,查手册得卩 A=0.256 mPa s 卩 B=0.265 mPa slg 卩 LFm=0.388X|g(0.256)+ (1-0.388) X|g(0.265)解出卩 LFm=0.261 mPas精馏段液相平均粘度为11 Lm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPa s5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1) 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为_B046x8

11、1,13y36O0x 2.32人陋琳6”加9乜呗開/ 36003600 x802 1式中C由式3-5计算，其中的C20由图3-2查取，图的横坐标为取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL = 0.06m,则HT-hL= 0.4-0.06=0.34 m查图 3-2 得 C20=0.072C=0.072 20umax = C -= ° 072l= 0.0723PlPyV ft= 0.0723仰.1-2 92 彳 192-1.1P6(m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为u = 0.7 Xumax=0.7 X 1.196 =0.837 m/sJ 4x0.621-0972m按标准塔径圆整

12、后为D= 1.0m塔截面积为AT=0.785 D2=0.785 X1.02=0.785mu=VS/AT=0.621/0.785=0.791m/s(2) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=(N精-1) HT=(10- 1) xo.4=3.6 m提馏段有效高度为Z提=(N 提-1) HT=(15- 1) X0.4=5.6 m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为Z= Z 精 + Z 提 +0.8=3.6+5.6+0.8=10m 6塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算因塔径D= 1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下: 堰长lw取.厂 I &

13、quot;'5 - I ri"' - ' - I i-' 溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度 hOW由式3-7计算，即10002.84xlx近似取E= 1,则："-1-<0 0017x3600= 0.013取板上清液层高度hL = 60 mm故 I. < 弓形降液管宽度 Wd和截面积A由T，查图 3-10，得仝=0.0722 = 0124,则；A = 0.0722x0.785 = 0,0567m3肌=0,124x1.0= D.124ra Aj.D依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即3600 AfHr3600x0.056

14、7 x0.450.0017x3600= 13.34s>5s故降液管设计合理 降液管底隙高度hO 取降液管底隙的流速 . II ；，则0.032m0 0017x3600= 0.047-0.032 = 0.015 汕窗故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度：飞=50mm(2) 塔板布置 塔板的分块因D>800mm故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为3块。 边缘区宽度确定tW取 W= '' : =0.065 m , W=0.035 m 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式3-16计算，即其中 x = D /2 - ( W + W )= 0.5-(0.124+0.06

15、5)=0.311 m卜3 14IFr = D /2 - W =0.5-0.035=0.465 m=2 0.311 x.4652-0 3112 故I 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用6= 3 mm碳钢板，取筛孔直径 d0 = 5 mnr筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t = 3d0 = 3 x 5 = 15mm筛孔数目n为开孔率为1 UJxQj320.01512731 个=A0 /A a = 0.907 /( t/d 0)2 = 10.1%气体通过筛孔的气速为筛孔气速 u 0 = VS / A 0 =0.621/(0.101 X 0.532)=11.56m/s7筛板的流体力学验

16、算(1)塔板压降干板阻力he计算干板阻力he由式3-26计算，即2g A G 丿由 d0/ 5 = 5/3 = 1.67，查图 3-14 得，C0= 0.772氏= 0,051故2.92son=0.0416m 液柱 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hL由式3-31计算，即片0.621At - Af 0.785 - 0JO567=03m/sFo = 0 .8532心皿山)查图 3-15，得 B =0.61故.:- +: I - 液体表面张力的阻力 h b计算液体表面张力所产生的阻力hb由式3-34计算，即= OJ0021 m±气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即h

17、.=也 +& + hf = 0.0416 + 0.0366 +D.0021 = 0.080 m 液柱气体通过每层塔板的压降为：-'，=,<0.7 kPa (设计允许值)(2)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(3) 液沫夹带液沫夹带量由式3-36计算，即5.7x10巧(禺-2必丄17x10'0,85332=20.41 xl0-5<0.40-2.5 xO.O= 0014kg 液/kg 气<0.1 kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内漏液对筛板塔，漏液点气速 u0,max可由式3-38计算，

18、j = 44岛胛茹而莎而云7云= 4.4x0.7720 0056+0.13x0 06-0 0021)x802 1/2 92 =5.935m 几实际孔速 u0 = 11.56 m/s > u0,min稳定系数为 K=uo/ u0,min=11.56/5.985=1.93>1.5故在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Hd应服从式3-46的关系，即Hd< © (HT+hw)苯一甲苯物系属一般物系，取© = 0.5，则© ( HT+hw)=0.5(0.40+0.047)=0.224而 Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，h

19、d可由式3-44计算，即hd=0.153( u0/)2=0.153(0.08)2=0.001 m 液柱Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m 液柱Hd< © (HT+hw),故在本设计中不会发生液泛现象。8塔板负荷性能图漏液线2创仏丫由皿诃冲同"性 阿齐丽乔R丙斤，“而 忙丿铃g = 4.4 珂0側奶oy 盏吟严讥)耳仏整理得曰 =4.4x0.772x0 101x0.0532x0.00+0MD D470 0血1勿2 "292卩3 = 3.025 0 00961 + (fl 141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

20、表 3-19。表 3-193Ls /(m /s)0.00060.00150.00300.0045s /(m 3/s)0.3090.3190.3310.341由上表数据即可作岀漏液线I(2)液沫夹带线以ev = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:5JxlO(坷=25% =+) = 2.5(0 047 +0.8®l) = 0118 +2.2Hr-hf = 0 .282-22辽门5.7 xlO20.41 xlO*jC_L373_0.282-2 JI2T整理得 吒=1.2510 07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 3-20表 3-200.0

21、0060.00150.00300.00453_s /(m /s)V /(m 3/s)1.2181.1581.0811.016由上表数据即可作岀液沫夹带线2(3) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hO殍0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得0.880"00启£. = 0.00056 小5据此可作岀和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B = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限"込4&故= 0.0567x040/4= 0.00567据此可作岀和气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。(5) 液泛线令打_% =帆虹每十為.联

22、立得 幽+炉卜叽=(0+1)如+玄也+阳忽略ha,将hOW和LS, hd和LS, he和V的关系式代人上式，并整理得d兀上护-心"曙护=0,051 合=(221)=0.108(4A)' Pi (0 101x0.532x0.772)2 802.1=<r+(-1) = 0.5x0.40 + (0.5-0.61-1)x0.047=0.148凸二 CU 胳血人 F = 0.153/(0.66x0.032)a = 343.01式中:r-2.84xlO-3x£Cl+()m=2.84xlO-3xlx(l + 0.61)()w =1.421 0 66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 3-22表