分离苯 甲苯混合液的筛板精馏塔Word文件下载.docx

1、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 甲苯的摩尔质量 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量 总物料衡算 46.61DW苯物料衡算 46.610.450.966D0.012 W联立解得 D21.40 kmolhW=25.21kmolh3 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

2、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 yq0.667 xq0.450故最小回流比为 取操作回流比为 求精馏塔的气、液相负荷 图3-22 图解法求理论板层数 求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。求解结果为 总理论板层数NT125（包括再沸器） 进料板位置NF6（2）实际板层数的求取 精馏段实际板层数5/0.529.610,提馏段实际板层数6.5/0.52=12.5134 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

3、计算。（1）操作压力计算 塔顶操作压力 PD101.34= 105.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力 PF 105.30.710112.3kPa精馏段平均压力 P m （105.3112.3）2108.8 kPa（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出泡点温度，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 tD82.1 进料板温度 tF99.5 精馏段平均温度 tm（82.l99.5）/2 = 90.8（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图3-22），得x1=0.916进料

4、板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图3-22，得yF0.604查平衡曲线（见图3-22），得xF0.388精馏段平均摩尔质量 （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 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由tD82.1，查手册得 进料板液相平均密度的计算 由tF99.5，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 Lm=（812.5+791.6）/2=802.1 kg/m3（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 tD82.1，查手册得 A=21.24 m N/m B=21

5、.42 m N/mLDm=0.96621.24+（1-0.966）21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 A=18.90 m N/m B=20.0 m N/mLFm=0.38818.90+（1-0.388）20.0=19.57 mN/m精馏段液相平均表面张力为 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 lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算 A=0.302 mPas B=0.306 mPaslgLDm=0.966lg（0.302）+ （1-0.966）lg（0.306）解出LDm=0.302 mPa

6、进料板液相平均粘度的计算 A=0.256 mPas B=0.265 mPalg LFm=0.388lg（0.256）+ （1-0.388）lg（0.265）解出LFm=0.261 mPa精馏段液相平均粘度为 Lm=（0.302+0.261）/2=0.282 mPa5 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 由umax = C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hL0.06m，则 HT-hL0.4-0.06 0.34 m 查图3-2得C20=0.072C0.072umax = C（m/s）取安全系

7、数为0.7，则空塔气速为 u = 0.7umax0.71.1960.837 m/sD = m按标准塔径圆整后为D1.0m 塔截面积为 AT=0.785D2=0.7851.02=0.785m2u=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） 0.4=3.6 m提馏段有效高度为 Z提=（ N提-1）HT=（15-1） 0.4=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=10m6 塔板主要工艺尺寸的计算 （1） 溢流装置计算 因

8、塔径D1.0m，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 近似取E1,则取板上清液层高度 hL60 mm 故弓形降液管宽度Wd和截面积Af ，查图3-10，得 依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即 5s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0取降液管底隙的流速，则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=50mm。（2） 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，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 取Ws= =0.065 m ,Wc=0.035 m开孔区面积计算

9、开孔区面积Aa按式3-16计算，即 其中 x = D /2 - （Wd + Ws ）= 0.5-（0.124+0.065）=0.311 mr = D /2 - Wc =0.5-0.035=0.465 m故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取筛孔直径 d05 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d03 515mm 筛孔数目n为 开孔率为 = A0 /A a = 0.907 /（t/d0）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 0.532）=11.56m/s7 筛板的流体力学验算 （1）

10、 塔板压降 干板阻力hc计算 干板阻力hc由式3-26 计算，即 由d0531.67，查图3-14得，C00.772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 查图3-15，得=0.61。液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由式3-34计算，即 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 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 kg液/kg气1.5故在本设计中无明显漏液。（5） 液泛 为

11、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，hd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 （1） 漏液线 ，得整理得 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3-19。表3-19Ls /（m3/s） 0.00060.00150.00300.0045Vs /（m3/s）0.3090.3190.3310.341由上表数据即可作出漏液线l。（2） 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下：由 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3-201.2181.1581.0811.016由上表数据即可作出液沫夹带线2。