2精馏塔的工艺计算.docx
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2精馏塔的工艺计算
2精馏塔的工艺计算
2.1精馏塔的物料衡算
2.1.1基础数据
（一）生产能力：
10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。
（二）进料组成：
乙苯212.6868Kmol/h;苯3.5448Kmol/h;甲苯10.6343Kmol/h。
（三）分离要求：
馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。
2.1.2物料衡算（清晰分割）
以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。
XHK，D0.01xlk，w0.005
表2.1
进料和各组分条件
编号
组分
fi/kmol/h
fi/%
1
苯
3.5448
1.5625
2
甲苯
10.6343
4.6875
3
乙苯
212.6868
93.7500
总计
226.8659
100
由《分离工程》P65式3-23得:
LK
F1
ZXLK,W
i1
（式2.1）
Xhk,dXlk,w
0.0156250.0468750.005
10.010.005
W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h
2WX2,W213.62250.0051.0681Kmol/h
d2
f2
210.63431.06819.5662Kmol/h
d3Dx3,d13.24340.010.132434Kmol/h
3f3d3212.68680.132434212.5544Kmol/h
表2-2物料衡算表
编号
组分
fi/kmol/h
馏出液di
釜液i
1
苯
3.5448
3.5448
0
2
甲苯
10.6343
9.5662
1.0681
3
乙苯
212.6868
0.1324
212.5544
总计
226.8659
13.2434
213.6225
2.2精馏塔工艺计算
2.2.1操作条件的确定
ln（PS/PC）（1x）1（AxBx15Cx3
x1T/TC
表2-3
Dx6）
，物性参数
组份
相对分子质量
临界温度Tc
临界压力FC
苯
78
562.2
48.9
甲苯
92
591.8
41.0
乙苯
106
617.2
36.0
注：
压力单位
0.1Mpa,温度单位
K
一、塔顶温度
纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学P199）:
名称
A
B
C
D
苯
-6.98273
1.33213
-2.62863
-3.33399
表2-3饱和蒸
汽压大联式
甲苯
-7.28607
1.38091
-2.83433
-2.79168
数据
乙苯
-7.48645
1.45488
-3.37538
-2.23048
以苯为例，x1T/Tc1318.15/562.20.434
ln（Psp）（10.434）1
（6.982730.4341.332130.4341'52.628630.43433.333990.4346）5.1
同理，可得P00.09850.1MPa
露点方程：
0珞1，试差法求塔顶温度
i1PiP
表2-4试差法结果统计
t
80.0
85.0
100
105.5
106
Pa0
1.0080
1.1729
1.7961
2.0794
2.1067
Pb0
0.3871
0.4587
0.7394
0.8712
0.8840
Pc0
0.1672
0.2017
0.3417
0.4095
0.4161
等式左边:
2.1871
1.8488
1.5298
0.9804
0.9664
等式右边
0.9869
0.9869
0.9869
0.9869
0.9869
故塔顶温度=1055C
、塔顶压力塔顶压力P顶1.0130.1Mpa
、塔底温度
t
100
110
130
135
136
Pb0
0.7394
0.9922
1.6987
1.9249
1.9728
Pc0
0.3417
0.4726
0.8539
0.9795
1.0063
等式左边
0.3437
0.4751
0.8580
:
0.9841
1.01101
等式右边
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
泡点方程：
Pi°Xjp
i1
试差法求塔底温度
故塔底温度=136C
四、塔底压力塔底压力P底1.0130.1Mpa
五、进料温度
进料压力为P进1.0130.1Mpa，
n
泡点方程：
Pi0XiP
i1
试差法求进料温度
t
100
110
130
132
133
Pa0
1.7961
2.3357
3.7777
3.9521
4.0415
Pb0
0.7394
0.9922
1.6987
1.7866
1.8318
Pc0
0.3417
0.4726
0.8539
0.9025
0.9276
等式左边
0.3831
0.5260
0.9392
：
0.9916
1.0186
等式右边
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
故进料温度=133C
六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册，用内插法求得各个数据
t顶105.5C,苯5.961甲苯2.514乙苯1；
t进133°C,苯4.38甲苯1.97乙苯1
综上，各个组份挥发度见下表
组份
进料温度133
塔顶温度105.5
塔底温度136
平均相对挥发度
苯
4.38
5.961
5.1705
甲苯
1.97
2.514
1.96
2.148
乙苯
1
1
1
1
据清晰分割结果，计算最少平衡级数
lg（（沁）D（沁）w）lg（皿212.5544）
比m1.辔a3246・26
2.2.2塔板数的确定
—、最小回流比Rmin
本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q=1
iXi
试差法求得2.3
则最小回流比
5.17050.2677
5.17052.3
2.1480.722310.01〔〔304
2.1482.312.3
二、实际回流比
根据混合物分离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍
则R=1.2Rmin=1.2为.304=1.565
三、全塔理论板数的确定
0.102
RRmin1.5651.304
R11.5651
查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得
NN
竺0.52
N2
将Nmin6.26代入，求得N=15.2
四、进料板的计算
因为
所以,第5层理论板是加料版。
精馏塔主要尺寸的设计
3.1塔径的计算
3.3.1填料精馏塔有关参数操作回流比：
R=2理论板数：
N=16进料板序号：
2=5
塔顶温度：
tD=105.5C
塔釜温度：
tw=136C
3.3.2塔顶有关参数计算［
由化工物性手册查得:
乙苯867kg/m3
气体平均摩尔质量：
Mv
0.268780.72292
0.0110688.39g/mol
气体密度:
液体密度:
Vs
PMv
RTd
1.01310588.39
8.314
0.268885
39.7388.39
36002.85
3
103105.5273
3
2.85kg/m3
0.7228660.01867871.102kg/m3
0.342m3/s
RD213.2434
26.4868kmol/h
3.3.3进料板有关参数计算
3
VsVs,0.342m/s
2.940.005
ax12.94
0.014
10.005
气体平均摩尔质量:
气体密度：
'5
PMv1.01310105.83
vv33.71kg/m
RTd8.31410133273.15
Mv
0.014920.986106
105.8g/mol
L
0.2687550.722763
7710.01
761kg/m3
3.3.4精馏段塔径计算
液相质量流量为:
L26.486887.332313kg/h
气相质量流量为:
V39.788.393511.75kg/h
0.50.5
流动参数为：
LV23132.850.0377
vL3511.75871.102
查埃克特通用关联图得:
2
Umsx
V0.207
g
L
L
由于填料选择的是金属孔板波纹填料350丫;
由于
L0.262mPas
水
L
958.3
1.10
871.102
V
2.85
0.0033
257
L
871.102
代入上式中得：
0.2
0.262
umax1・10
0.0033
0.7
9.8
由公式
0.51m
D
40.342
3.142.64
即：
Umax3.3m/S
圆整后为0.6m
液相质量流量为:
L253.3567.4817096kg/h
气相质量流量为:
v39.7105.84200kg/h
''0.50.5
流动参数为：
lv170963.71028
VL'4200761
同上，查图得：
'2''
UmaxVL0.20.4
gL
由于257
L0.207mPas
3.3.5提溜段塔径计算
水
863
V
3.71
1.12
770
l761
0.00488
代入上式中得：
umax22571.120.00488O.OOO2O70.2。
彳
9.8.
u0.8umax
0.83.12.48m/s
比较精馏段与提溜段计算结果，二者基本相同。
圆整塔径，取D=600mm
3.4液体喷淋密度及空塔气速核算
精馏段液体喷淋密度为
精馏段空塔气速为:
提溜段液体喷淋密度为:
17096
U'33.3m3/m2
…0.6
3.14-
2
提溜段空塔气速为:
即：
Umax3.1m/S
则：
D
4°.3420.53m
3.142.48
经核算，选用塔径600mm符合要求。
3.5填料层高度计算
填料层高度计算采用理论板当量高度法。
对350Y金属孔板波纹填料，由附录查每米填料理论板数为3.5〜4块,
取：
nt=3.5贝U：
HETP二
1=
nt
_1=
'3.5=
0.29m
由：
ZNtHETP
精馏段填料层咼度为：
5
0.29
1.45m
提溜段填料层高度为：
Z提
12
0.29
3.48m
根据设计要求，流出一定的安全系数，填料层高度一般为
Z'（1.21.5）Z
所以Z精1.451.31.885m
Z提3.481.34.52m
设计取精馏段填料层高度为2.0m，提溜段填料层高度为4.6m。
3.6附属设备及主要附件的选型计算
一、接管的计算
二、
（1）塔顶蒸汽管：
从塔顶至冷凝器的蒸汽导管，必须适合尺寸，以免产生过大压力降。
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