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根底数据 〔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3.5448 Kmol/h；甲苯10.6343Kmol/h。 〔三〕别离要求：

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，D0.01xLK，W0.005

表2.1 进料和各组分条件

编号 1 2 3

组分 苯 甲苯 乙苯 总计

fi/kmol/h fi/%

3.5448 10.6343 212.6868 226.8659

1.5625 4.6875 93.7500 100

由?别离工程?P65式3-23得：

DFzxii1LKLK,W1xHK,DxLK,W 〔式2. 1〕

- -可修编-

- -

0.0156250.0468750.00513.2434Kmol/h

10.010.005 W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h D226.86592WX2，W213.62250.0051.0681Kmol/h

d2f2210.63431.06819.5662Kmol/h Kmol/h d3DX3，D13.24340.010.1324343f3d3212.68680.132434212.5544Kmol/h

表2-2 物料衡算表

编号 1 2 3

组分 苯 甲苯 乙苯 总计

fi/kmol/h 馏出液di 3.5448 9.5662 0.1324 13.2434

釜液i 0 1.0681 212.5544 213.6225

3.5448 10.6343 212.6868 226.8659

2.2精馏塔

工艺计算

2.2.1操作条件确实定 一、塔顶温度

纯物质饱和蒸气压关联式〔化工热力学 P199〕：

ln(PS/PC)(1x)1(AxBx1.5Cx3Dx6)x1T/TC

表2-3 物性参数

组份 苯 甲苯 乙苯

相对分子质量

78 92 106

临界温度TC 562.2 591.8

617.2

临界压力PC

48.9 41.0 36.0

- -可修编-

- -

注：压力单位0.1Mpa，温度单位K

表2-3饱和蒸汽压关联式数据

以苯为例，

名称 苯 甲苯

A B C -2.62863 -2.83433 -3.37538

D -3.33399 -2.79168 -2.23048

-6.98273 1.33213 -7.28607 1.38091

乙苯 -7.48645 1.45488

x1T/TC1318.15/562.2

In(PSPC)(10.434)1

(6.982730.4341.332130.4341.52.628630.43433.333990.4346)5.1PSexp(5.1)48.90.29740.1MPaPa0

同理，可得Pb00.09850.1MPa

露点方程：i1nyi1，试差法求塔顶温度 0ppi

表2-4 试差法结果统计

t 80.0 1.0080 0.3871 0.1672 2.1871 0.9869 85.0 1.1729 0.4587 0.2021 1.8488 0.9869 100 1.7961 0.7394 0.3417 1.5298 0.9869 105.5 2.0794 0.8712 0.4095 0.9804 0.9869 106 2.1067 0.8840 0.4161 0.9664 0.9869 pa0 pb0 pc0 等式左边 等式右边 - -可修编-

- -

故塔顶温度=105.5℃

二、塔顶压力

塔顶压力p顶1.0130.1Mpa 三、塔底温度 泡点方程：

pi1n0ixip试差法求塔底温度

t pb0 pc0 100 0.7394 0.3417 0.3437 1.0133 110 0.9922 0.4726 0.4751 1.0133 130 1.6987 0.8539 0.8580 1.0133 135 1.9249 0.9795 0.9841 1.0133 136 1.9728 1.0063 1.0110 1.0133 等式左边 等式右边

故塔底温度=136℃

四、塔底压力

塔底压力p底1.0130.1Mpa 五、进料温度

进料压力为p进1.0130.1Mpa，

泡点方程：

pi1n0ixip

试差法求进料温度

t 100 110 130 132 133 - -可修编-

- -

pa0 pb0 pc0 1.7961 0.7394 0.3417 0.3831 1.0133 2.3357 0.9922 0.4726 0.5260 1.0133 3.7777 1.6987 0.8539 0.9392 1.0133 3.9521 1.7866 0.9025 0.9916 1.0133 4.0415 1.8318 0.9276 1.0186 1.0133 等式左边 等式右边

故进料温度=133℃

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105.5℃，苯5.961甲苯2.514乙苯1； t底136℃， 甲苯1.96乙苯1； t进133℃， 苯4.38甲苯1.97乙苯1 综上，各个组份挥发度见下表 组份 苯 甲苯 乙苯

据清晰分割结果，计算最少平衡级数。

进料温度133

4.38 1.97 1

塔顶温度105.5 塔底温度136 平均相对挥发度 5.961 2.514

1

1.96 1

5.1705 2.148 1

lg((NminxLKx)D(HK)W)lg(9.5612212.5544)xHKxLK1.06810.13246.26

lgLKHKlg2.148- -可修编-

- -

2.2.2塔板数确实定 一、最小回流比Rmin

本设计为泡点进料，即饱和液体进料，q=1

i(xi,D)m由恩特伍德公式：Rmin1

iixi1q

iixi5.17050.0156252.1480.04687510.93750

i5.17052.1481试差法求得2.3 那么最小回流比

Rmin

i(xi，D)m5.17050.26772.1480.722310.01111.304

i5.17052.32.1482.312.3二、实际回流比

根据混合物别离的难易程度，取实际回流比为最小回流比的1.2倍 那么R=1.2 Rmin=1.2×1.304=1.565

三、全塔理论板数确实定

RRmin1.5651.3040.102 R11.5651查?化工原理?下P33图1-28吉利兰图得

NNmin0.52

N2将Nmin6.26代入，求得N=15.2 四、进料板的计算

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ddlg()()HKfLKf9.5(NR)mlgLKHK fflg()LK()HK3(NS)mlgLKHK

(N)NNSNRN15.2，RmR(NS)mNS 因为

(NR)m9.5(NS)mNRN315.211.12(N)9.5 11Rm3(NS)mNSNNR15.211.124.08所以,第5层理论板是加料版。

3 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：NT=16 进料板序号：NF=5 塔顶温度：tD=105.5℃ 塔釜温度：tW=136℃

3.3.2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得：

苯885kg/m3甲苯866kg/m3

乙苯867kg/m3

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气体平均摩尔质量：MV0.268780.722920.0110688.39g/mol

PMV1.01310588.3932.85kg/m气体密度：V RTD8.314103105.5273.102kg/m 液体密度：L0.2688850.7228660.01867871VS39.7388.390.342m3/s

36002.853LRD213.243426.4868kmol/h 3.3.3 进料板有关参数计算

VSVS0.342m3/s 气相组成：m2.94

x2.940.005y0.0141ax12.9410.005

,气体平均摩尔质量：

'MV0.014920.986106105.8g/mol

'PMV1.013105105.8气体密度：3.71kg/m33RTD8.31410133273.15

'V'L0.2687550.7227637710.01761kg/m3

3.3.4 精馏段塔径计算

kg/h 液相质量流量为：L26.486887.332313气相质量流量为：V39.788.393511.75kg/h

流动参数为：LVVL0.523132.853511.75871.1020.50.0377

由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y；

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2umsxV0.2查埃克特通用关联图得：L0.7gL

由于L0.262mPas水958.31.10L871.102

V2.850.0033257 L871.10220.2620.2umax1.100.00330.7代入上式中得：

9.8

即：umax3.3m/s 由于 umax=u 即：u0.8umax0.83.32.64m/s 0.8D由公式

4VS40.3420.51mu3.142.64

圆整后为0.6m 3.3.5 提溜段塔径计算

'液相质量流量为：L253.3567.4817096kg/h

'气相质量流量为：V39.7105.84200kg/h 'LV流动参数为：''VL'0.5170963.7142007610.50.28

'umax'V'0.2L0.4同上，查图得：'gL'由于257L0.207mPas

2'

水863'V3.711.12'0.00488L770L761

'

代入上式中得：

u2'max0.22571.120.004880.0002070.49.8

'3.1m/s 即：umax- -可修编-

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u'0.8u'max0.83.12.48m/s

那么：D4VS40.3420.53m'u3.142.48

比拟精馏段与提溜段计算结果，二者根本一样。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

LUL22331.6D2740.344.58m3/m2h20.33.142

精馏段空塔气速为：

VuV2D22.851.22m/s20.636003.142

.753511提溜段液体喷淋密度为：

17096420033.3m3/ m2hU20.63.142

'提溜段空塔气速为：

42003.71u1.11m/s22D0.636003.1422

'V'V'查规整填料性能参数知350m2/m3，取LW(min)0.08m3/(m2h) 那么U(min)LW(min)0.0835028m3/(m2h) 经核算，选用塔径600mm符合要求。

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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：n1t=3.5，那么：HETP=n=13.5=0.29mt

由：ZNTHETP

精馏段填料层高度为：Z精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，流出一定的平安系数，填料层高度一般为

Z'(1.21.5)Z

所以 Z精1.451.31.885m

Z提3.481.34.52m

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、接收的计算

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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