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、5448 Kmol/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。
01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P65式3-23得:,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ (式2、 1)2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500总计226、86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2、2精馏塔工艺计算2、2、1操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199):CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注:压力单位0、1Mpa,温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 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、865913、2434213、6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、841、0 乙苯106617、236、0名称A B C D表2-3饱与蒸汽压关联式数据以苯为例,434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理,可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程:∑==ni ii p p y 11,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=105、5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -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泡点方程:p x pni ii =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进,泡点方程:p x pni ii =∑=1试差法求进料温度故进料温度=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5.105=顶t ℃,961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α;136=底t ℃,96.1=甲苯α1=乙苯α;133=进t ℃,38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上,各个组份挥发度见下表据清晰分割结果,计算最少平衡级数。
26.6148.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =⨯==-HK LK W LKHK D HK LK x xx x N α2、2、2塔板数的确定 一、最小回流比R min本设计为泡点进料,即饱与液体进料,q =1由恩特伍德公式:1)(min ,+=-∑R x imD i i θαα1i iix q ααθ=--∑019375.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-⨯+-⨯+-⨯=-∑θθθθααi i i x试差法求得=θ2、3 则最小回流比304.113.2101.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--⨯+-⨯+-⨯=--∑=θααi m D i i x R ，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、9615、1705 甲苯 1、97 2、5141、962、148 乙苯1111则R =1、2 R min =1、2×1、304=1、565三、全塔理论板数的确定102.01565.1304.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得52.02min=+-N N N将26.6min =N 代入,求得N=15、2 四、进料板的计算5.9lg )()(lg )(=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛÷=-HKLK HK LK m R f d f d N α3lg )()(lg )(=⎪⎭⎫⎝⎛÷=-HKLK HK LK m S f f N αωω因为S Rm S m R R S N NN N N N N ===+)()(2.15， 12.112.1535.9135.9)()(1)()(=⨯+=⨯+=N N N N N N m S mR mS m R R 08.412.112.15=-=-=R S N N N所以,第5层理论板就是加料版。
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:N T =16 进料板序号:N F =5塔顶温度:t D =105、5℃ 塔釜温度:t W =136℃3、3、2 塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得:3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ3/867m kg =乙苯ρ气体平均摩尔质量:mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=⨯+⨯+⨯=气体密度:()335/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+⨯⨯⨯⨯==ρ 液体密度:3/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρs m V S /342.085.2360039.8873.393=⨯⨯=h kmol RD L /4868.262434.132=⨯== 3、3、3进料板有关参数计算s m V V S S /342.03,== 气相组成:94.2=m α()()014.0005.0194.21005.094.21=⨯-+⨯=-+=x a x y αα气体平均摩尔质量:molg M V /8.105106986.092014.0'=⨯+⨯=气体密度:()335''/71.315.27313310314.88.10510013.1mkg RT PM D V V=+⨯⨯⨯⨯==ρ3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρ3、3、4精馏段塔径计算液相质量流量为:h kg L /231333.874868.26=⨯=ω 气相质量流量为:h kg V /75.351139.887.39=⨯=ω流动参数为:0377.0102.87185.275.351123135.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L VV L ρρωωψ由于填料选择的就是金属孔板波纹填料350Y;查埃克特通用关联图得:7.02.02=L LV msx g u μρρφϕ由于s mPa L ⋅=262.0μ10.1102.8713.958===L ρρϕ水0033.0102.87185.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得:7.08.90033.010.1262.02max 2.0=⨯⨯⨯u即:s m u /3.3max = 由于max 0.8uu =即:s m u u /64.23.38.08.0max =⨯== 由公式m u V D S 51.064.214.3342.044=⨯⨯==π圆整后为0、6m 3、3、5提溜段塔径计算液相质量流量为:h kg L/1709648.6735.253'=⨯=ω 气相质量流量为:h kg V/42008.1057.39'=⨯=ω流动参数为:28.076171.34200170965.05.0''''=⎪⎭⎫⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V V L ρρωωψ同上,查图得:4.02.0''''2'max =L L V g u μρρφϕ由于257=φs mPa L⋅=207.0'μ 12.1770863'===L ρρϕ水00488.076171.3''==L V ρρ代入上式中得:4.08.9000207.000488.012.12572.02'max =⨯⨯⨯⨯u即:s m u /1.3'max=s m u u /48.21.38.08.0max ''=⨯==则:m u V D S 53.048.214.3342.044'=⨯⨯==π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()hm m D U LL⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=2322/58.4423.014.33.7406.23312πρω精馏段空塔气速为:sm D u VV/22.126.014.3360085.275.3511222=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω提溜段液体喷淋密度为:()hm m U ⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=232'/3.3326.014.3420017096提溜段空塔气速为: s m D u V V /11.126.014.3360071.34200222'''=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω查规整填料性能参数知32/350m m =σ,取)/(08.023(min)h m m L W ⋅= 则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ⋅=⨯==σ经核算,选用塔径600mm 符合要求。