苯甲苯精馏塔些算计
苯-甲苯精馏塔计算
3.2 流程和方案的说明及论证
3.2.1 流程的说明
首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。
3.2.2 方案的说明和论证
本方案主要是采用浮阀塔。
精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：3
一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流
动。
二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。
四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是：
3.3 设计的计算与说明
3.3.1 全塔物料衡算
根据工艺的操作条件可知：
料液流量F=（10-0.5*19）t/h=2.25Kg/s =94.285Kmol/h
料液中易挥发组分的质量分数xf =（30+0.5*19）%=39.5%；
塔顶产品质量分数xd = 98%，摩尔分数为97.6%；
塔底产品质量分数xw= 2%，摩尔分数为1.7%；
由公式：
F=D+W
F*xf=D*xd+W*xw
代入数值解方程组得：
塔顶产品(馏出液)流量D=41.067 Kmol/h=0.89Kg/s；
塔底产品(釜液)流量W=53.218Kmol/h=1.360 Kg/s。
3.3.2．分段物料衡算
lgPa*=6.02232-1206.350/(t+220.237) 安托尼方程
lgPb*=6.07826-1343.943/(t+219.377) 安托尼方程
xa=(P 总-Pb*)/(Pa*-Pb*) 泡点方程
根据xa从《化工原理》P204表6—1查出相应的温度
根据以上三个方程，运用试差法可求出Pa*,Pb*
当xa=0.395 时，假设t=92℃Pa*=144.544P，Pb*=57.809P,
当xa=0.98 时，假设t=80.1℃Pa*=100.432P，Pb*=38.904P,
当xa=0.02 时，假设t=108℃Pa*=222.331P，Pb*=93.973P,
t=92℃，既是进料口的温度，
t=80.1℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，
t=108℃是釜液需被加热的温度。
根据衡摩尔流假设，全塔的流率一致，相对挥发度也一致。
a=Pa*/Pb*=144.544P/57.809P =2.500（t=80.1℃）
所以平衡方程为y=ax/[1+(a－1)x]=2.500x/（1+1.500x），
最小回流比Rmin 为
Rmin=[xd/xf-a(1-xd)/(1-xf)]/(a-1)＝1.426，
所以R=1.5Rmin＝2.139，
所以精馏段液相质量流量L(Kg/s)＝RD＝2.139*0.89=1.904，
精馏段气相质量流量V(Kg/s)＝(R+1)D＝3.139*0.89=2.794，
所以，精馏段操作线方程yn+1=R*xn/(R+1)+xd/(R+1)
=0.681xn+0.311
因为泡点进料，所以进料热状态q=1
所以，提馏段液相质量流量L'(Kg/s)＝L+qF＝1.904+1*2.25=4.154，
提馏段气相质量流量V'(Kg/s)＝V-(1-q)F＝2.794。
所以，提馏段操作线方程ym+1= L'xm/ V'-Wxw/ V'
=1.487xm-0.008
3.3.3 理论塔板数的计算
（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得xd=0.3759且前面已算得xw=0.017
（2）用逐板计算法计算理论塔板数
第一块板的气相组成应与回流蒸汽的组成一致，所以y1=xd,然后可以根据平衡方程可得x1,从第二块板开始应用精馏段操作线方程求yn,用平衡方程求xn,一直到xn x17 3.3.4 实际塔板数的计算 根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25， 甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.27， 所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.395+0.27（1-0.395）=0.262 所以：总板效率E=1/[0.49 (a*μav)e0.245]＝0.544 实际板数Ne=Nt/Et＝29.412＝30 实际精馏段塔板数为Ne1=14.705=15 实际提馏段塔板数为Ne2=14.705=15 由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。而且设计时，往往精馏段，提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。 3.3.5塔径计算 因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。 所以：气相体积流量Vh(m^3/h)＝3325.713219，Vs(m^3/s)＝0.923809227， 液相体积流量Lh(m^3/h)＝25.123146，Ls(m^3/h)＝0.006978652。 查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/m^3)＝792.5， 液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/m^3)＝790.5， 根据公式1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得， 液相密度ρl(Kg/m^3)＝791.1308658， 根据公式苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92] M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯 ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得 气相密度ρv(Kg/m^3)＝2.742453103。 气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506， 根据试差法，设塔径D(m)＝1.2，根据经验关系: 可设板间距Ht＝0.45m, 清液层高度Hl[常压塔（50～100mm)）]取为50mm, 所以液体沉降高度Ht-hl＝0.4m。 根据下图 可查得，气相负荷因子C20= 0.065, 液体表面张力δ(mN/m)，100℃时，查表苯18.85 甲苯19.49 所以，平均液体表面张力为19.26427815， 根据公式: C=C20*[(δ/20)^0.2]得，C= 0.064514585. 所以，液泛气速uf(m/s)＝C*〔(ρl-ρv)^0.5〕/〔ρv^0.5〕＝1.093851627。 设计气速u(m/s)＝u=(0.6～0.8)*uf＝0.765696139， 设计塔径D'(m)=(Vs/0.785/u)^0.5＝1.197147394，根据标准圆整为1.2m, 空塔气速u0(m/s)=0.785*Vs/D/D=0.469409612. 3.3.6 确定塔板和降液管结构 ⑴确定降液管结构 塔径D(mm) 1200 塔截面积At(m^2) 查表 1.31 Ad/At (Ad/At)/% 查表10.2 lw/D lw/D 查表0.73 降液管堰长lw(mm) 查表876 降液管截面积的宽度bd(mm) 查表290 降液管截面积Ad(m^2) 查表0.115 底隙hb(mm), 一般取为30～40mm,而且小于hw,本设计取为30mm, 溢流堰高度hw(mm), 常压和加压时，一般取50～80mm．本设计取为60mm, ⑵降液管的校核 单位堰长的液体流量，(Lh/lw) (m^3/m.h)＝27.47661034， 不大于100～130，符合要求 堰上方的液头高度 how(mm) ＝2.84*0.001*E*[(Lh/lw)^0.66667] ＝25.86020161， 式中，E 近似取一，how=25.86>6mm,符合要求。 底隙流速，ub(m/s) =Ls/lw/hb＝0.2544130，而且不大于0.3～0.5，符合要求。 ⑶塔盘及其布置 由于直径较大，采取分块式，查表得分三块，厚度取位4mm。 降液区的面积按Ad 计算，取为0.115m^2, 受液区的面积按Ad 计算，取为0.115m^2, 入口安定区得宽度bs'(mm)，一般为50～100，本设计取为60。 出口安定区得宽度bs'(mm)，一般为50～100，本设计取为60。 边缘区宽度bc(mm)，一般为50～75，本设计取为50， 有效传质区，Aa(m^2)＝2*{x*(r^2-x^2)^0.5+r^2*[arcsin(x/r)]}＝24.59287702. 塔板结构如下两图 9 ⑷浮阀数排列 选择F1 型重型32g 的浮阀 阀孔直径给定，d0(mm)=39mm, 动能因子F0 一般取为8～12，本设计取为11.5。阀孔气速，uo(m/s)=F0/[ρv^0.5]= 6.940790424， 阀孔数n=Vs*4/d0/d0/u0/3.1415926=103.8524614，取104。 实际排列时按等腰三角形排,中心距取为75mm, 固定底边尺寸B(mm)= 70,所以 实际排出104 个阀孔，与计算个数基本相同。 所以，实际阀孔气速uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/3.1415926=6.930943938 实际阀孔动能因子，F0=u0*ρv^0.5=11.48368564， 开孔率ψ=n*d0*d0/D/D = 0.10985，一般10％～14％，符合要求。 3.3.7塔板的流体力学校核 (1) 液沫夹带量校和核 液体横过塔板流动的行程，Z(m) =D-2*bD=0.62 塔板上的液流面积，Ab(m^2) =At-2*Ad=1.08 物性系数，K，查表得＝1 泛点负荷因数，Cf=0.125，见下页图。 F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf=0.41815191， F1=Vs*[ρv/(ρl-ρv)^0.5]/At/K/Cf/0.78=0.397830445， 泛点率F1＜(0.8～0.82)，F!,F2 均符合要求。 ⑵，塔板阻力的计算与较核 临界孔速u0c(m/s) =(73/ρv)^(1/1.875)= 5.7525979 干板阻力，ho(m) =19.9/ ρl*（u0^0.175）=0.035299005， 充气系数ε0=0.4，塔板充气液层的阻力hl(m)= ε0*(hw+how)= 0.034344081， 克服表面张力的阻力hσ，一般忽略不计，所以塔板阻力hf(m)=ho+hl+hσ=0.069643086。 13 ⑶降液管液泛校核 液体通过降液管的流动阻力， hd=1.18*0.00000001*[(Lh/lw/hb)^2]=0.009898418m, 降液层的泡沫层的相对密度φ =0.5, 降液层的泡沫高度 hd'=hd/ φ=0.019796837(m), Ht+hw=0.51m>hd’,合格。 ⑷液体在降液管中停留时间较核平均停留时间τ＝Ad*Ht/Ls=7.740082575s,（不小于3～5 s）,合格。 ⑸严重泄漏较核 泄漏点气速u0'=F0/(ρv^0.5) =3.017734967，F0=5， 稳定系数，k=u0/u0'= 2.296737127 >1.5～2，合格。 3.3.8 全塔优化（如下图） 曲线1 是过量液沫夹带线，根据F2={Vs*[ρv/(ρl-ρv)]^0.5+1.36*Z*Ls}/Ab/K/Cf F2=0.8 得，方程Vh=6588-14.289Lh， 曲线2 是液相下限线，根据Lh=(0.00284^0.6667)*lw*(how^1.5) how=6mm 得 Lh(m^3/h)=2.690007381， 曲线3是严重漏液线，根据Vh=3.1415926/4*do*do*F0*n/(ρv^0.5) F0=5 得Vh(m^3/h)= 1349.696194， 曲线4 是液相上限线，根据Lh=Ad*Ht／τ*3600 τ=5s 得Lh(m^3/h)= 37.26， 曲线5 是降液管泛线，根据hd< φ (Ht+Hw) ，得 Vh=(2.98*10E7-0.4*10E6*Lh^0.67-13.49*Lh^2)^0.5， 曲线5 必过的五点(0, 5461)(10,5268)(20,5150) (0, 5461)(10,5268)(20,5150) 作图如下 Vmax(m^3/h)= 4779，Vmin(m^3/h)= 1349 操作弹性＝Vmax/Vmin=,3.542624166，大于2，小于4，合格 14 3.3.9 塔高 规则塔体高h=Np*Ht=13.5m, 开人孔处(中间的两处人孔)塔板间距增加为0.6m,进料处塔板间距增加为0.6m, 塔两端空间,上封头留1.5m ，下封头留1.5m, 釜液停留时间τ为20min , 填充系数φ=0.7， 所以体积流量V(m^3/h)=Lh*τ/ρl/φ =1.679350119 ， 所以釜液高度Δ Z(m)=0.333*V/(3.1415926*D*D/4)= 0.49495223=0.5m 所以，最后的塔体高为17.59m. 3.3.10 热量衡算 ⑴塔底热量衡算 塔底苯蒸汽的摩尔潜热rv'苯(KJ/Kg)= 373， 塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热rv'甲苯(KJ/Kg)=361； 所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热rv'(KJ/Kg)= rv' 苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv' 甲苯*yC7H8=361.1412849， 15 所以再沸器的热流量Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822， 因为加热蒸汽的潜热rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130℃)， 所以需要的加热蒸汽的质量流量Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.535633644。 ⑵塔顶热量衡算 塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热rv 苯(KJ/Kg)=379.3 塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1 所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热rv(KJ/Kg)= rv 苯(KJ/Kg)*yC6H6+rv 甲苯*yC7H8=378.88； 所以冷凝器的热流量Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463， 因为水的定压比热容Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷却水的进口温度t1=25℃，冷却水的出口温度t2=70℃， 所以需要的冷却水的质量流量Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857。 3.3.11 精馏塔接管尺寸 ⑴回流液接管尺寸 体积流量Vr(m^3/s)=L/ρ=0.002893769，管流速ur(m/s)=0.3， 回流管直径d(mm)=(4*Vr/3.1415/ur)^0.5= 110.8220919=φ133*6； ⑵进料接管尺寸 料液体积流率Vf(m^3/s)=F/ρ= 0.003792206，管流速uf(m/s)=0.5， 进料管直径，d0(mm)=(4*Vf/3.1415/uf)^0.5=98.26888955=φ108*5； ⑶釜液出口管 体积流量Vw(m^3/s)=L'/ρ=0.006685975，管流速uw(m/s)=0.5 出口管直径dw(mm)=(4*Vw/3.1415/uw)^0.5=130.4825516=φ159*8； ⑷塔顶蒸汽管 体积流量Vd(m^3/s)=V/ρv=1.176497471，管流速ud(m/s)=15，出口管直径 dd(mm)=(4*Vd/3.1415/ud)^0.5=316.0129882=φ377*8。 3.3.11 辅助设备设计 ⑴再沸器 因为蒸汽温度ts(℃)=130，釜液进口温度t1'(℃)=100，釜液出口温度t2'(℃)=110， 所以传质温差Δtm(℃)=[(ts-t1')-(ts-t2')]/ln[(ts-t1')/(ts-t2')]= 24.66303462， 因为传质系数K1(W/m^2/K)=300， 所以传质面积A(m^2)=Qr/K/Δtm=157.6442694。 ⑵冷凝器 因为蒸汽进口温度T1(℃)=100，蒸汽出口温度T2(℃)=80，冷却水的进口温度t1=25℃, 冷却水的出口温度t2=70℃， 所以传质温差Δtm'(℃)=(Δt1-Δt2)/ln(Δt1/Δt2)= 41.2448825， 因为K2(W/m^2/K)=250， 所以，传质面积A'(m^2)=Qc/K2/Δtm'=118.6764892。 16 ⑶储罐 Ⅰ原料罐 因为停留时间τ 1(s)= 1800 ， 所以原料罐的容积量V(m^3)=F* τ 1/ ρ l/ φ=9.751388076； Ⅱ塔顶产品罐 因为τ 2(s)=259200 ， 所以塔顶产品罐的容积量Vd(m^3)=D* τ 2/ ρ l/ φ=440.2166633； Ⅲ塔底产品罐 因为τ 3(s)=259200 ， 所以塔顶产品罐的容积量Vw(m^3)=W* τ 3/ ρ l/ φ=963.9832197。 3.4 设计参数表 17塔板设计结构汇总表数据 塔板主要结构参数数据塔板主要流动性能参数数据 塔的有效高度Z0(m) 13.5 液泛气速uf(m/s) 1.093407044 实际塔板数Np 30 空塔气速u(m/s) 0.469409612 塔( 塔板) 内径D(m) 1.2 设计泛点率rf=u/uf 0.696675915 板间距Ht(m) 0.45 阀孔动能因子F0 11.48368564 流动形式单流型阀孔气速uo(m/s) 6.940790424 降液管总截面积与塔截面之比Ad/At 10.2% 泄漏点气速uo'(m/s) 3.017734967 降液管堰长lw(mm) 876 雾沫夹带泛点率F1 0.41815191 降液管截面积的宽度bd(mm) 290 稳定系数k 2.296737127 溢流堰高度hw(mm) 60 临界孔速u0c(m/s) 5.752597951 降液管底隙hb(mm) 30 堰上方的液头高度how(mm) 25.86020161 边缘区宽度bc(mm) 50 塔板阻力hf(m) 0.069643086 出入口安定区宽bs,bs’(mm) 60 液体在降液管中平均停留时间τ（s）7.740082575 塔板厚度δ（mm）4 液体通过降液管的流动阻力hd(mm) 9.9 塔板分块数3 降液层的泡沫高度hd’(mm) 19.80 浮阀形式F 1 底隙流速ub(m/s) 0.254413059 浮阀个数104 Vmax(m^3/h) 4779 浮阀排列形式等腰三角形排列Vmin(m^3/h) 1349 开孔率ψ 0.10985 操作弹性=Vmax/Vmin 3.542624166 4.对设计的评述和有关问题的分析讨论