精馏塔的物料衡算

1、1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率甲醇的摩尔质量 =32.04kg/kmol水的摩尔质量 =18.02kg/kmolxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.8981.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量=0.31532.04+(1-0.315) 18.02=22.44kg/kmol=0.89832.04+(1-0.898) 18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=/(.4)=98.467kmol/h总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 联立解得 D=48.462kmol/h W=93.13

2、6kmol/h Xw=0.001=0.00132.04+(1-0.001) 18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数NT的求取2.1.1 相对挥发度的求取表1：甲醇的x-y-t平衡表，温度/xy温度/ x y1000071.359.3781.8392.95.3128.3470.068.4984.9290.37.6740.0168.085.6289.6288.99.2643.5366.987.4191.9485.013.1554.5564.710010081.620.8362.7378.028.18 67.1573.846.2077.5672.752.9279.71

3、将表1中x-y分别代入得表2表2：甲醇的-t表温度/挥发度温度/挥发度92.97.0572.73.5090.38.03 71.33.0888.97.55 70.02.5985.07.9368.01.4581.66.40 66.91.6378.05.2773.84.02 所以4.22.1.2进料热状态参数q值的确定根据t-x-y图查得xF=0.315的温度t泡=77.6 冷液进料：60tm=68.8查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：比热（68.8）kJ/kg K汽化热（77.6）kJ/kg水4.1862334.39甲醇2.841091.25则Cp=2.840.315+4.1860.685

4、=3.7579 kJ/kg Kr汽=1091.250.315+2334.390.685=1942.8 kJ/kgq=1.01712.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程：y=59.8x18.53 (1)操作线方程：y= (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq）所以最小回流比Rmin =0.6734取操作回流比为R=2Rmin=1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷 2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为=+=+=0.574+0.383 （a） 提馏段操作线方程 （b）2.1.5

5、采用逐板法求理论板层数由 得将 =4.2 代入得相平衡方程 （c）联立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则由（c）式求得第一块板下降液体组成利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成为交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提馏段操作线方程，直到为止，计算结果见表3。表3板号12345678910y0.8980.7720.6390.5310.380.2270.1330.0630.0280.012x0.6770.4450.297xF0.2120.1270.0750.0350.0160.00670.0028 11120.00460.00160.00110.00037x

6、W精馏塔的理论塔板数为 NT=12（包括再沸器）精馏段 3块，提溜段 9块进料板位置 2.2 实际板层数的求取2.2.1 液相的平均粘度进料黏度：根据表1，用内插法求得tF=77.23查手册得 求得塔顶物料黏度：用内插法求得，查手册得 求得塔釜物料黏度：用内插法求得，查手册得 求得精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度根据表2，用内插法求得 则精馏段的平均挥发度 提馏段的平均挥发度 2.2.3全塔效率ET 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：计算所以精馏段 提馏段精馏段实际板层数 块提馏段实际板层数 块3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压

7、力的计算 设每层塔压降： P=0.8KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）塔顶操作压力 进料板压力： PF=101.3+50.8=105.3 kPa 精馏段平均压力 塔釜板压力： PW=101.3+270.8=122.9 kPa 提馏段平均压力：Pm=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)3.2 操作温度计算依据操作压力，通过试差法计算出泡点温度，计算结果如下：塔顶温度 进料板温度 塔釜温度 tW=99.93精馏段平均温度 提馏段平均温度 tm=(99.93+77.23) /2= 88.58平均摩尔质量全塔平均温度 3.3 平均摩尔质量计算a. 塔

8、顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.898 查平衡曲线得 x1=0.677MVDm=0.89832.04+(1-0.898)18.02=30.59kg/molMLDm=0.67732.04+(1-0.677)18.02=27.50kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=y3= 0.638 查平衡曲线得 xF=x3=0.296MVFm=0.63832.04+(1-0.638)18.02=26.96kg/molMLFm=0.29632.04+(1-0.296)18.02=22.17 kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算 由y1=0.004 查平衡曲线得 x1=0.0009MVWm=0.0

9、0432.04+(1-0.004)18.02=18.08kg/molMLWm=0.000932.04+(1-0.0009)18.02=18.03kg/mold.精馏段平均摩尔质量d.提馏段平均摩尔质量3.4 平均密度计算查表得甲醇、水在不同温度下的密度为：温度/质量分率质量分率塔顶66.480.8330.167753.5979.6进料板77.230.2050.795740.7 972.3 塔底99.930.000280.99972713.8 958.3 a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(103.328.78)/8.314(273.15+71.86)=

10、1.036kg/m3液相 塔顶液相密度：LDm=1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m3进料液相密度： LFm=1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m3精馏段液相平均密度为：Lm=(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m3b. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得Vm=PmMvw/RTm=(113.122.52)/8.314(273.15+88.58)=0.847kg/m3 液相塔釜液相密度：Lwm=1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m3提馏段平均密度Lm

11、=(958.2+913.6)/2=935.9kg/m33.5 液体平均粘度（前面已计算）精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：3.6 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=66.48查得A=16.59mN/m B=65.22mN/mLDm=0.89816.59+0.10265.22=21.55 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=77.23查得A=15.36mN/m B=64.74N/mLFM=0.31515.36+0.68564.74=49.19 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.93

12、查得A=12.8mN/m B=58.95N/mLWm=0.00112.8+0.99958.95=58.93 mN/m精馏段液相平均表面张力Lm=(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m提馏段液相平均表面张力Lm=(49.19+58.93)/2=54.06mN/m3.7气液负荷计算3.7.1精馏段气液负荷V=（R+1）D=(1.3468+1)34.506=80.98= mL=RD=1.506=46.47= m3.7.2提馏段气液负荷计算V=V=80.98= mL=L+F=46.47+98.467=144.94= m4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流

13、率为 VS=VMVm/3600Vm=(80.9828.78)/(36001.036)=0.625m3/sLS=LMLm/3600Lm=(46.4724.84)/(3600848.7)=0.00038m3/s馏段的气、液相体积流率为VS =VMVm/3600Vm=(80.9822.52)/(36000.847)=0.598m3/sLS=LMLm/3600Lm=(144.9420.1)/(3600935.9)=0.00086m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 Flv=Ls/Vs(l/v)0.5=0.00038/0.625(848.7/1.036)0.5=0.0174参考

14、有关资料，初选板间距=0.40m，取板上液层高度=0.06m故 -=0.40-0.05=0.34m 由上面史密斯关联图，得知C20=0.071精馏段：校核至物系表面张力为35.37mN/m时的C，即C=0.071 =C=0.0796 m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 D=0.8m塔截面积为实际空塔气速为提馏段：=查图可得 =0.077校核至物系表面张力为54.06mN/m时的C，即 C=0.077=C=0.0939 m/s可取安全系数0.60，则 u=0.60=0.603.120=1.872m/s故 D=0.638m按标准，塔径圆整为D=0.8m，塔截面积为实际空塔气速

15、为4.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为5 塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。5.1.1堰长取5.1.2溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度由式精馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度hl=0.6m故 提馏段：近似取E=1，则取板上清液层高度hl=0.6m故 5.1.3弓形降液管宽度和截面积由查弓形降液管的参数图，得 故 依下式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段： 5s提馏段： 5s ，故降液管设计合理5.1.4降液管底隙高度精馏段： =-0.006=0.055-0.006=0.049m提馏段： =-0

16、.006=0.0514-0.006=0.0454m降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保证降液管底部的液封。5.2塔板布置5.2.1开孔区面积计算破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，=0.035m无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。 =0.06m开孔区面积 R=0.8/2-0.06=0.34mx=0.269m故 5.2.2筛孔计算及排列(1)浮阀的排列采用F1型浮，由于塔径为0.8m，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）阀数确定气相体积流量VS=0.625已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因

17、而塔板上浮阀数目n就取决于阀孔的气速u0。，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔动能因子=10精馏段：孔速 =9.82m/s浮阀数 N=54(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个提馏段：孔速=10.87m/s阀数N=47(个)按等边三角形叉排方式作图，排得阀数47个按n=47，重新核算孔速及阀孔动能因数精馏段 仍在912范围内。提馏段；仍在912范围内。（3）开孔率精馏段：提馏段：开孔率在5%15%范围内，故符合设计要求。每层塔板上的开孔面积精馏段： 提馏段：6 塔板的流体力学验算6.1 以精馏段为例6.1.1气相通过浮塔板的压力降由 知 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前

18、后有着不同的规律。对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc。阀全开前 （1）阀全开后 （2）令=，得因为，故=液柱 液层阻力 取充气系数数 =0.5,则 =0.50.06=0.03 液体表面张力所造成阻力据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260530Pa，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa，很小，计算时可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：=0.036+0.03=0.066m常板压降 =0.79.81=549.5(0.7K,符合设计要求)。6.1.2液泛的验算为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合，其中 由前计算知 =0.066m

19、, 取=0.5,板间距今为0.40m,=0.055m, 故=0.5(0.40+0.055)=0.2275m又塔板上不设进口堰，则=0.153=0.00004m板上液层高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.00004=0.0126m由此可见：，符合要求，在设计负荷下不会发生液泛现象。6.1.3雾沫夹带的验算 = kg液/kg气由上式可知 0.1kg液/kg气浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。 泛点率=100%=D-2=0.8-20.096 =0.608m=-2=0.785-20.0455=0.694 m式中板上液体流经长度，m; 板上液流面积，； 泛点负荷系数，取0.09

20、3 K特性系数，取1.0. 泛点率= 泛点率80%,符合要求6.1.4漏液验算取F05作为控制漏液量的操作下限， 由 可知，6.1.5塔板负荷性能图1 漏液线由 =得 = 整理得在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表4表4， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 0.450 0.511 0.552 0.576由上表数据即可作出漏液线（1）2 液沫夹带线以 =0.1kg液/kg气为限，求关系如下由 =0.0537=故 整理得 =在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表5表5， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.413 1.36

21、6 1.190 1.081由上表数据即可作出液沫夹带线（2）3 液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 故 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表6表6， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.888 1.842 1.505 0.9294、液相负荷上限线求出上限液体流量值（常数） 以降液管内停留时间，则 s5、液相负荷下限线若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。取堰上液层高度=0.005m，根据计算式求的下限值取E

22、=1，则 经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）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，下限为液漏控制，由上图查得 故操作弹性为7 筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度，71.862平均压力，103.033气相流量，0.6254液相流量，0.00385实际塔板数296有效段高度11.67塔径，0.88板间距，0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，0.4812堰高，0.05513板上液层高度，0.0614堰上液层高度，0.00615降液管管底隙高度，0.04915安定区宽度，0.0617边缘区宽度

23、，0.03518开孔区面积，20.32319筛孔直径，0.03920筛孔数目275621孔中心距，0.07522开孔率，%9.0323空塔气速，1.10124筛孔气速，11.1425稳定系数1.6926每层塔板压降，550.18927负荷上限液泛控制28负荷下限液漏控制29液沫夹带0.002330气相负荷上限，1.34631气相负荷下限，0.61132操作弹性2.2038 精馏塔接管尺寸计算8.1 塔顶蒸气出口管的直径操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 ，其中-塔顶蒸气导管内径m -塔顶蒸气量m3/s，取，则 查表取8.2 回流管的直径塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速可取0.20.5 m/s。取，则查表取8.3 进料管的直径采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，则 查表取8.4 塔底出料管的直径一般可取塔底出料管的料液流速