精馏塔的工艺计算.docx
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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。
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
0.005
LK，W
表2.1进料和各组分条件
XHK，DO.。
1X|
《分离工程》P65式3-23得:
LK
ZXLK,W
F
1XHK,DXLK,W
（式2.1）
226.8659。
心5625^046875。
曲13.2434Kmol/h
10.010.005
W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h
Wx2,W
213.62250.0051.0681Kmol/h
d2
f22
10.63431.06819.5662Kmol/h
d3
Dx3,D
1324340.010.132434Kmol/h
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
一、塔顶温度
纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学
P199）:
ln（PS/FC）（1x）1（AxBx15Cx3
Dx6）
x1T/TC
表2-3
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
名称A
B
C
D
212.68680.132434212.5544Kmol/h
3
表2-2物料衡算表
f3d3
苯
-6.98273
1.33213
-2.62863
-3.33399
甲苯
-7.28607
1.38091
-2.83433
-2.79168
乙苯
-7.48645
1.45488
-3.37538
-2.23048
表2-3饱和蒸汽压关联式数据
以苯为例,
x1T/Tc1318.15/562.20.434
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
表2-4
试差法结果统计
故塔顶温度=1055C
二、塔顶压力塔顶压力P顶1.0130.1Mpa三、塔底温度
n
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
1.0110
等式右边
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
1.0133
泡点方程:
Pi0xip试差法求塔底温度
i1
故塔底温度=136C
四、塔底压力
五、进料温度
试差法求进料温度
t
100
110
130
132
133
PaO
1.7961
2.3357
3.7777
3.9521
4.0415
PbO
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底136C,甲苯.96乙苯1;
t进133C,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。
222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
由恩特伍德公式:
iX
iXi
5.1705
0.015625
2.148
0.046875
5.1705
2.148
10.93750
试差法求得2.3
则最小回流比
Rmin
i（Xi,D）m1
5.17050.2677
5.17052.3
2.148
PJ竺g11.304
2.1482.312.3
1.2倍
、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
则R=1.2Rmin=1.2X.304=1.565
三、全塔理论板数的确定
RRmin1.5651.3040102
R11.5651.
查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得
NN
竺0.52
2
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：
Nr=16
进料板序号：
2=5
塔顶温度：
tD=105.5r
塔釜温度：
tW=136C
3.3.2塔顶有关参数计算［4
由化工物性手册查得:
33
885kg/m甲苯866kg/m
3
乙苯867kg/m
气体平均摩尔质量：
Mv
0.268780.72292
0.0110688.39g/mol
气体密度:
PMv
V
1.01310588.39
液体密度:
V39.73
VS
RTd
L0.268
36002.85
8.314103105.5
8850.722866
摯0.342m3/s
Lrd213.243426.4868kmol/h
333进料板有关参数计算
VsVs，0.342m3/s
气相组成：
m2.94
2.940.005
ax12.94
0.014
10.005
气体平均摩尔质量:
Mv0.014
92
0.986
106
105.8g/mol
气体密度:
PMv
1.013105105.8
RTd
L0.268
755
0.722
3.3.4精馏段塔径计算
液相质量流量为:
气相质量流量为:
273
0.01
2.85kg/m3
867871.102kg/m3
33.71kg/m3
8.31410133273.15
7637710.01761kg/m3
26.486887.332313kg/h
39.788.393511.75kg/h
流动参数为:
0.5
LV
0.5
二3亘土乞0.0377
3511.75871.102
由于填料选择的是金属孔板波纹填料
350Y;
查埃克特通用关联图得:
2
UmsxV
L0.20.7
由于
L0.262mPas
2.85
871.102
0.0033
代入上式中得:
ccz^Q.2
0.262
257
2
umax
卓1.10
871.102
1.100.003307
9.8
即：
Umax
3.3m/s
由于Umax
u
0.8
即：
u0.8umax0.83.32.64m/s
由公式D
抚鵝0.51m
圆整后为0.6m
3.3.5提溜段塔径计算
液相质量流量为:
253.3567.4817096kg/h
气相质量流量为:
39.7
105.84200kg/h
0.5
流动参数为:
0.5
170963.71028
4200761
同上，杳图得:
'2umax
'0.2
L
0.4
由于257
水863
L770
0.207mPa
1.12」
L
3710.00488
761
0.8umax0.83.12.48m/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'——也彎33.3m3/m2
C一0.6
3.14——
2
提溜段空塔气速为:
9.8
代入上式中得：
Umax2257^12O.。
0488O.。
002070.20.4
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M填料理论板数为3.5〜4块,
由：
ZNthetP
Z（1.21.5）Z
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
、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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