分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

目 录

中文摘要`````````````````````````````````````````````````````````````````````````````````(2) 英文摘要〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(2) 引 言〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(2) 1 设计任务及操作条件〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(4)

1.1工艺条件及数据〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(4) 1.2操作条件〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5) 2 主要工艺计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5)

2.1 精馏塔的物料衡算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(5) 2.2塔板数的确定〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(7) 2.3精馏塔的塔体艺尺寸计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(11) 2.4塔板的主要艺尺寸计算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(13) 2.5热衡算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(14) 2.6塔的分布〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(18) 2.7塔板的流力学验算〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(20) 2.8塔板负性能图〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(22) 2.9塔进出口管的选择〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(26) 3 结 果〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(27)

4 重要符号说明〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(29)5 参考文献〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(31)6 后 记〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃〃(32)

1

中文摘要：

目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分

离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。

关键词：气液传质分离 精馏 浮阀塔

Abstract: Currently，the main transferring equipment that used for gas-liquid

separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process. The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air. The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray. And then draw the dray load map.

Key words：gas-liquid mass transfer rectification valve tower

引言：1.1 精馏及精馏流程

精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。

精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:

2

1)获得馏出液塔顶的产品；

2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；

3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。

精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。

根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。

1.2 精馏的分类

按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。

化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点： 1)能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大； 2)流程短，设备投资费用少； 3)耗能量低，收率高，操作费用低； 4) 操作管理方便。

1.3 精馏操作的特点

从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的

冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：

3

1)沸点升高

精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2)物料的工艺特性

精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3)节约能源

精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。

1.4 塔板的类型与选择

塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。

1设计任务及操作条件 1.1工艺条件及数据

（1）原料液含苯42％（质量分率，下同）； （2）馏出液含苯98％，残液含甲苯97％； （3）泡点进料；

（4）料液可视为理想溶液；

（5）生产能力：13000t/year 年开工7200小时。 （6）塔板类型：浮阀塔板

4

1.2操作条件 （1）常压操作；

（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点； （3）塔顶压力 4kPa（表压）； （4）单板压降 ≤0.7kPa；

（5）间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）； （6）冷却水进口温度300C，出口温度450C； （7）设备热损失为加热蒸汽供热量的5％。

表1 苯-甲苯汽液平衡 苯，%（重量） 液体中 0.0 8.8 20.0 30.0 39.7 48.9 59.2 70.0 80.3 90.3 95.0 100.0 气体中 0.0 21.2 37.0 50.0 61.8 71.0 78.9 85.3 91.4 95.7 97.9 100.0 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 92.1 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 温度℃

2主要工艺计算

2.1精馏塔的物料衡算

（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

5

苯的摩尔质量 Ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 Mb=92.13kg/kmol

0.42 XF=0.4278.11=0.461 78.11?0.5892.130.98XD=0.9878.110.02 =0.983 78.11?92.130.03XW=0.0378.110.97 =0.035 78.11?92.13

图1精馏塔工艺流程图

(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.461?78.11+（1-0.461）?92.13=85.67kg/kmol MD=0.983?78.11+（1-0.983）?92.13=78.35kg/kmol MW=0.035?78.11+（1-0.035）?92.13=91.64kg/kmol (3)物料衡算

原料处理量 F=13000?10007200?85.67=21.08kmol/h

总物料衡算 21.08=D+W`

苯物料衡算21.08?0.461=0.983D+0.035W 联立解得:D=9.47kmol/h W=11.61kmol/h

表2物料衡算表

进料

出料

6

项目 进料F 合计

数量（kmol/h）

21.08 21.08

项目 产品D 塔底出量W

合计

数量（kmol/h）

9.47 11.61 21.08

2.2塔板数的确定

(1)理论板层数NT的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数

①由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图 见图2 ②求最小回流比及操作回流比

1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10.00.0DfgdebW0.10.20.30.4Xf0.50.60.70.80.91.0

图2图解法求理论塔数示意图

采用作图法求最小回流比。在图二的对角线上，自点e（0.461，0.461）处作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为

yq=0.682 xq=0.461 故最小回流比为

Rmin=

xD?yqyq?xq=

0.983?0.682=1.36

0.682?0.461取操作回流比为 R=2Rmin=2.72

③求精馏塔的气、液相负荷

L=RD=2.72?9.47=25.76kmol/h

7

V=（R+1）D=（2.72+1）?9.47=35.23kmol/h L＇=L+F=25.76+21.06=46.84kmol/h V＇=V=35.23kmol/h ④求操作线方程

精馏段操作线方程为 y=

LD25.769.47x+x=0.731x+0.264 x+xD=

V35.2335.23DV 提馏段操作线方程为

y＇=

L'Wx'-xW=1.33x＇-0.0115 V'V'

⑤图解法求理论塔板数

采用图解法求理论板层数,如图2所示,求解结果为 总理论板层数 NT=12.5 进料板位置 NF=7 (2)实际板层数的求取 ①操作压力的计算

塔顶操作压力:PD=101.325+4=105.325KPa 每层塔板压降:△PF=0.7KPa

进料板压力:PF=105.3+0.7?12=113.7KPa

精馏段平均压力:Pm=0.5?(105.3+113.7)=109.5KPa ②操作温度计算

由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由Antoine方程计算，计算所得数据列入表3

表3试差法求塔顶温度和进料板温度数据表 t（℃） Pa（kPa） Pb（kPa） 80 81 81.7 81.75 81.73 81.8 82 83 84 85

x 1.070942 1.019669 0.984762 0.982299 0.97984 0.921997 0.875466 0.830389 t（℃） Pa（kPa） Pa（kPa） 91 92 93 94 x 100.8964 104.0439 106.2925 106.4546 106.3898 106.6169 107.2678 110.5694 113.95 117.4108 38.82307 40.18224 41.15628 41.22657 41.19844 41.29696 41.5795 43.01562 44.49139 46.0076 139.9328 55.99924 0.587378 143.9917 57.8213 0.550986 148.1412 59.69041 0.515649 152.3828 61.60744 0.481326 0.983284 94.60 154.9726 62.78102 0.461203 94.61 155.016 62.80072 0.46087 94.7 155.4075 62.97833 0.457882 95 96 156.7179 63.57325 0.447978 161.1477 65.58873 0.415568 8

0.970043 94.62 155.0595 62.82044 0.460538 86 87 88 89 120.9531 124.5782 128.2874 132.082 47.56503 49.16451 50.80684 52.49285 0.786708 0.744368 0.703314 0.663497 97 98 99 100 165.6737 67.65476 0.384061 170.2972 69.77223 0.353422 175.0196 71.94206 0.32362 179.8423 74.16514 0.294622 90 135.9634 54.22337 0.624867 塔顶温度:

平衡数据可查得:XD=0.983时,tD=81.73℃ 进料板温度:

从平衡数据可查得:XF=0.461时, tF=94.6℃ 精馏段平均温度：tm=（81.73+94.6）/2=88.16℃ ③平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

xD=y1=0.983,查平衡曲线得到： x1=0.9398

气相 MVDM=0.983×78.11+(1-0.983)×92.13=78.35㎏/kmol 液相 MLDM=0.940×78.11+（1-0.940）×92.13=78.95㎏/kmol 进料板平均摩尔质量计算

由气液平衡相图可知:yF=0.633时，xF=0.416

气相 MVFM=0.633×78.11+(1-0.633)×92.13=83.26㎏/kmol 液相 MLFM=0.416×78.11+(1-0.416)×92.13=86.30㎏/kmol 精馏段平均摩尔质量

气相 MVM= (78.35+83.26)/2=80.81㎏/kmol 液相 MLM= (78.95+86.30)/2=82.63㎏/kmol ④平均密度的计算 气相平均密度 ρPV=

MMmRT=109.5?80.81?(88.16?273.15)=2.95kg/m38.314 液相平均密度 ρLM=

1w

水?w乙醇?水?乙醇塔顶:

9

因为 T塔顶=81.73℃，查表ρA=813.2㎏/m3， ρB=808.3㎏/m3 代入上式ρLDM=1(0.98/813.2?0.02/808.3)=813.1㎏/m3

进料板:

因为x进料板=0.416，由手册查得：T进料板=94.6℃时 ρA=798.5㎏/m3，ρB=801.8㎏/m3 进料板液相的质量分率 aA=

0.416?78.110.416?78.11?(1?0.416)92.13=0.377

∴ρLFm=

1/798.5?0.623/801.8=800.6㎏/m3

0.377精馏段液相平均密度：

ρL= (ρLDM+ρLFM)/2= (813.1+800.6)/2=806.85㎏/m3 ⑤表面张力的计算 由公式σm=?Xi?i分别进行计算

塔顶

由Td=81.73℃查手册得：

σA =21.4mN·m-1 σB=21.7mN·m-1 σm顶=0.983×21.4+0.07×21.7=21.41mN/m 进料板

由TF=94.6℃ ，查手册得：

σA =19.7 mN·m-1 σB=20.9 mN·m-1 σm进=0.416×19.7+0.584×20.9=20.40 mN/m 精馏段液相平均表面张力为： σ?m顶??m进m精=

2=20.91mN/m

⑥液体平均粘度的计算 液体平均粘度的计算公式

lgμLm

?Xilg?i

10

塔顶

由tp=81.73℃,查手册得

μA=0.310mPa·s ； μB=0.315mPa·s lgμLDm0.983lg(0.310)+(1－0.983)lg(0.315) 得 μLDm0.310 mPa·s 进料板

T进料板=94.6℃,查手册得

μA=0.264mPa·s ； μB=0.289mPa·s 得 μLFm0.278 mPa·s 精馏段液体平均粘度

μLDM =0.5×(0.310＋0.278)＝0.294 mPa·s ∵已知平均温度和黏度,

对于理想物系在tm=88.16℃时，α=2.47,且μLDM＝0.294 mPa·s ∴全塔效率可用O′connell法算出:

ET?0.49(??L)?0.245

ET=0.49×(2.47×0.294)-0.245=52.9% 实际板NP=

NT12.E=50.529=25块 T精馏段NP=12块 提馏段NP=13块 2.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 VVMS=

vm38.45?80.81?==0.293m33600/s

LM3600?2.95LS=

LMLM25.76?3600?=82.63=0.000733 m3/s

LM3600?806.85可得：

Lh=Ls×3600=2.6388m3/h Vh=Vs×3600=1054.8 m3/h （1）塔径的计算

11

LhV(?L)1/2=0.000733 (806.9.95)1/2

=0.0414 h?V0.2932取 HT=0.35m,取板上清液hL=0.06m,则 HT-hL=0.29m

查史密斯关联图得：C20=0.063 ∴C=C.9120(

?0.2

20)0.2=0.063×(

2020)=0.0636 umax=C?L??V806.9?2.95?=0.06362.95=1.05m/s V取安全系数为0.7 u=0.7umax=0.735m/s D=

4VS=4?0.293?u3.14?0.83=0.671m 取 D=0.7m

AT=?D2

=0.785×0.49㎡＝0.3847m24 实际空塔气速 u=

0.2930.385=0.761m/s 2）精馏塔高度的计算

H?(n?nF?nP?1)HT?nFHF?nPHP?HD?HB?H1?H2式中 H——塔高， m

n——实际塔板数25块 nF——进料板数，3块 HF——进料孔处板间距，0.8m nP——手孔数,5 HB——塔底空间高1.4m HP——开设手孔处板间距，0.4m HD——塔顶空间高，取1.3m HT——板间距0.35m

12

（

H1——封头高度和塔顶蒸汽出口管高度，0.45m H2——裙座高度，4.4m

求得： H=17.55m

2.4塔板的主要工艺尺寸计算 （1）溢流装置的计算

因塔径D＝0.7m,可选用单溢流弓形降液管，釆用凹形受液盘。各项计算如下： ① 堰长lW 取 lW＝0.66D

lW＝0.66D＝0.66×0.7＝0.462m ② 溢流堰高度hW 由 hW＝hL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即

Lh2/32.84how=×E()

L1000w取 E=1 how=

2.840.0007333600?×(

0.4621000)2/3=0.00907m

取板上清液高度 hL=0.06m hW=hL-how=0.06-0.00907=0.051m ③弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af

由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得： Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722 Wd=0.124×D=0.124×0.7=0.0868m

?Af=0.0722××D2=0.0722×AT=0.0278㎡

4④液体在降液管中的停留时间

t=

Af?HTLS=

3600?0.0278?0.35=13.27s>5s

0.000733?3600经检验，降液管设计符合要求。 ⑤降液管底隙高度h0

13

? =0.08m/s,根据h0=LS/(lw×?0?)计算得： 取降液管底的流速为?00.000733?3600h0=0.08?0.462?3600=0.0198m

hw-h0=0.051-0.0198=0.03121m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理，符合要求。 2.5热量衡算

2.5.1塔顶冷凝器的热量衡算

对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。 2.5.1.1热量衡算式

如图所示，根据热量衡算式，有：

QV’ QW’’ QL QD

图3塔顶冷凝器热量衡算示意图

''QV?QL?QD?QW

式中 QV’——塔顶蒸气带入系统的热量；

QL——回流液带出系统的热量； QD——馏出液带出系统的热量； QW’——冷凝水带出系统的热量。 2.5.1.2各股物流的温度与压力

由塔顶蒸气组成 xD=0.983，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为81.730C，改温度也为回流液和馏出液的温度。

由给定条件知：塔顶的操作压强为 P＝101.3＋4＝105.3kPa 2.5.1.3基准态的选择

以105.3kPa、81.730C的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，则： QL＝QD＝0

2.5.1.4 各股物流热量的计算

查的苯与甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：

ΔVHm苯（Tb）=30.75J/mol ΔVHm甲苯（Tb）=33.47J/mol 正常沸点分别为： Tb苯＝353.3K Tb甲苯＝383.8K

使用Watson公式计算苯和甲苯在81.730C的汽化焓：

14

??Tr20.38VHm(T2)??VHm(T1)(11?T) r1式中 TTr?T——对比温度； C TC——临界温度。

查的苯和甲苯的临界温度分别为： TC苯＝562.1K TC甲苯＝593.9K

对于苯： T353.3354.15r1?562.1?0.629 Tr2?562.1?0.63

∴ ?C3?)3（0.?1－0.630.38VHm苯(81.0717－50.62）9＝3J0.m7o2 l(/对于甲苯： T383.3593.90.646 T354.15r1??r2?593.9?0.596

∴ ?81.07C3?)3（3.?1－0.5960.38VHm甲苯(14－70.64）6＝3J5.m1o9 l(/由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：

Q'V?Vx0D?VHm苯(81.73C)?V(1?xD)?VHm甲苯(81.730C)?35.23?(0.983?30.72＋0.017?35.19)

?1084.9(kJ/h)代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： QW’＝1084.9kJ/h 2.5.1.5 冷却水的用量

设冷却水的流量为qm，则： QW’＝qmCp(t2－t1) 已知：t1＝300C t2＝450C

以进出口水温的平均值为定性温度：t1?t230?45m?t2?2?37.50C查得水在37.50C时的比热容为： Cpm＝4.175kJ/(kg. 0C)

∴ q?Q'W1084.9mC??17.32(kmol/h) pm(t2?t1)4.175?(45?30)2.5.2 全塔的热量衡算

确定再沸器的蒸汽用量。

如图3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。

15

))

QW’ QD QF QL QW QV 图4 全塔热量衡算示意图

2.5.2.1热量衡算式

根据热量衡算式，可得：

'QF?QV?QD?QW?QW?QL

由设计条件知： QL＝5%QV＝0.05QV ∴ QF＋0.95QV＝QD＋QW＋QW’ 式中 QF——进料带入系统的热量； QV——加热蒸汽带入系统的热量； QD——馏出液带出系统的热量； QW——釜残液带出系统的热量； QW‘——冷却水带出系统的热量； QL——热损失。 2.5.2.2各股物流的温度

由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为： tF＝93.40C tD＝81.730C tW＝1100C 2.5.2.3基准态的选择

以105.3kPa、81.730C的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：

QD=0

2.5.2.4各股物流热量的计算

由于温度变化不大，采用平均温度：

16

81.73?110?95.870C 2的比热容计算各股物流的热量。 据： Cpm＝a＋bT＋cT2＋dT3 查得：

（苯） a=－7.2733 b=770.541×10－3 c=－1648.18×10－6 d＝1897.84×10－9 （甲苯）a=1.80826 b=812.223×10－3 c=-1512.67×10－6 d＝1630.01×10－9 故苯的比热容为：

tm?Cpm苯＝－7.2733＋770.541?10－3?369.02－1648.18?10－6?369.022＋1897.84?10－9?369.023 ＝147.99[J/(mol.K)]甲苯的比热容为：

Cpm甲苯＝1.80826＋812.223?10－3?369.02－1512.67?10－6?369.022＋1630.01?10－9?369.023 ＝177.46[J/(mol.K)]

由此可求得进料与釜残液的热量分别为：

QF?FxC(Fpm苯?21.0?8Ft?81.73?)F?(1Fx/)p甲苯mC)F?t(81.73)12717.?0.486(1(?904.46?618)1.73)0.4?6114?7.99?(94.?681?.73?)?44458.k9J5(h

QW?WxWCpm苯(tW?81.73)?W(1?xW)Cpm甲苯(tW?81.73)?11.61?0.035?147.99?(110?81.73)?11.61?0.965?177.46?(110?81.73)?57906.46(kJ/h)将以上结果代入到热量衡算式中：

44458.95＋0.95QV＝0＋57906.46＋1084.9

解得： QV＝15297.27（kJ/h） 热损失为： QL＝0.05QV＝0.05×15297.27＝764.86（kJ/h） 2.5.2.5加热蒸汽的用量

设加热蒸汽的用量为qm’，则： QV＝qm’.r 已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得改压力下蒸汽的汽化热为

17

r＝2113kJ/kg

由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：

Q15279.27'qm?V??7.24(kg/h)

r2113将以上数据列入下表：

表4 热量衡算表 基准：1h

输 入

项目 进料 加热蒸汽

总计

数量 kJ 44458.95 15297.27

59756.22

项目 馏出液 釜残液 冷却水 热损失

输 出

数量 kJ 0 57906.46 1084.9 764.86 59756.22

2.6塔板的分布

塔的直径D=700mm,小于800mm,所以采用整板式 （1） 边缘区宽度确定

取WS=WS'=0.065m,WC=0.035m （2）开孔区面积计算

开孔区面积按下式计算，即

?R2XAa=2(XR?X+Sin-1)

180R22其中 X=D/2-（Wd+Ws）=0.7/2-(0.0.0868+0.065)=0.198m

R=D/2-WC=0.7/2-0.035=0.315m

X?R2-1

故 Aa=2(XR?X+Sin)

R180220.198?0.3152-1

=2×(0.198×0.315?0.198+ Sin0.315)

18022=0.159m2

18

图 5 塔板布置图

2.6.2塔板布置及浮阀数目与排列

取阀孔动能因子F0=10，用下式求孔速u0,即

u0?依式N?F0?V=5.482m/s

?4Vsd0uoVsd02uo2求每层塔板上的浮阀数，即：

N??4＝

0.293?4＝40

?(0.04)2?5.842本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3 mm碳钢板，取孔径d0=0.04m。依式

N??4Vsd0uo2求每层塔板上的浮阀数，

浮阀排列方式釆用等边三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.075m=75mm，则由下式估算孔心距t′，即

t′＝

0.319A0＝＝0.1037m 40?0.075Nt塔的直径小于800mm,所以采用整板式.

19

按 t=0.075m ,t′＝0.075m 以等边三角形叉排方式作图，见图6排得阀孔数为44个。

按N＝44重新核算孔速及阀孔动能因数：

u0?Vs??0.293?9.106

4d2?0V40.042?44又由uF00??可得F0＝9.106

V阀孔动能因数变化不大，仍在9－12范围内。

塔板开孔率＝u/u0 =0.761/5.302×100%=14.35%<15%,符合要求。

图6浮阀塔板孔数排列

2.7塔板的流体力学验算

2.7.1 气相通过浮阀塔板的压强降 气体通过塔板压降hp可根据下式计算：

hp=hc+hl+hδ

2.7.1.1 干板阻力hc 干板阻力hc 可由下式计算 0.175H0c=19.9

u?

L其中 U73.10c =1.825?＝9.085m/s

V

20

因为u0

hc=19.9

u00.175?L5.3020.175＝19.9＝0.03302m

806.852.7.1.2板上充气液层的阻力hl

本设备分离苯-甲苯混合物系，即液相为碳氢化合物，可取充气系数E0＝0.5，依式计算：

hl＝E0HL＝0.5×0.06＝0.03m

2.7.1.3液体表面张力所形成的阻力（此力很小，可忽略不计。） ∴气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液注高度为： hp=hc+hl+hδ=0.03302＋0.03＝0.06302 m

单板压降△Pp=0.06302×806.85×9.81=0.489916Pa<0.7kPa,故满足要求。 2.7.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤φ(HT+hW)，Hd可由下式计算，即： Hd＝hp＋hL+hd

2.7.2.1 气体通过塔板的压强降所相当的液注高度hp 前已算出: hp＝0.06302m

2.7.2.2 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故可由下式计算：

hd?0.153(Ls)2＝0.000982 m

lwh02.7.2.3 板上液层高度 前已选定板上液层高度为hL＝0.03m

则Hd＝0.06302+0.000982+0.03=0.094002m 取?=0.5,又已选定HT＝0.35m，hw＝0.051 m 则φ（HT+hW)＝0.5（0.35＋0.051）＝0.2005m 可见： Hd＜φ（HT+hW)，符合防止淹塔的要求。 2.7.3雾沬夹带

21

按下两式计算泛点率，即：

Vs?V?L??V?V?1.36LSZL?100% （a）

泛点率＝KCFA?Vs及 泛点率＝?L??V0.78KCFA??100% (b)

板上液体流径长度 ZL＝D－2Wd ＝0.7-2×0.0868=0.5264m 板上液流面积 Aa=AT-2Af=0.3847-0.0278×2=0.3291m2

苯-甲苯可按正常系统按附表取物性系数K＝1.0，又由图查得泛点负荷系数CF＝0.120,将以上数值代入（a）式中，得：

2.951.2314??1.36?0.000733?0.5264806.85?2.95泛点率＝＝46.27%

1?0.12?0.3291又按式（b）计算泛点率，得：

泛点率＝49.29%

为避免过量雾沬夹带，应控制泛点率不超过80%。根据上两泛点式计算出的两泛点率都在80%以下，故可知雾沬夹带量eV<0.1kg(液)/kg(气)能够满足要求。

2.8 塔板负荷性能图 2.8.1雾沬夹带线

依式（a）计算,即：

Vs?V?L??V?1.36LSZL?100% （a）

泛点率＝KCFA? 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中?V 、?l、Aa、K、CF 及ZL均为已知值，相应的eV＝0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知值代入上式，便得按泛点率＝80%计算如下：

Vs2.95?1.36Ls?0.5264806.85?2.95＝0.8

0.12?0.3291 22

整理得 0.060577311VS＋0.715904LS＝0.0315936 或 VS＝0.5215－11.818LS （1）

由式（1）知雾沬夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个LS值，依式（1）计算出相应的VS值列于本例附表中。

表5 雾沬夹带线数据表

LS，m3/s VS, m3/s

0.0001 0.5203

0.00015 0.5197

0.003 0.4860

0.0045 0.4683

2.8.2 液泛线 联立以下三式：

hp=hc+hl+hδ Hd=hp+hL+hd Hd≤φ（HT+hW)

得 φ（HT+hW)＝hp+hL+hd＝hc+hl+hδ+hL+hd

由上式确定液泛线。忽略式中的hδ项，将以下五式代入上式，

?Vu02Hc=5.34

2?Lghl＝E0HL hL＝hW+hOW how=

L2.84×E(h)2/3

Lw1000hd?0.153(Ls2) lwh0得到：

2.843600Ls2/3?Vu02L2φ（HT+hW)＝5.34＋0.153(s)+(1+E0)[hW＋×E()]

2?LgLwlwh01000因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、hδ、lw、?V 、?l、E0、及?等均

23

为定值，而u0与Vs 又有如下关系：

u0??4Vsd0N2

式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化为Vs与Ls的如下关系式：

aVs2 =b-cLs2 -dLs2/3

即 0.32583Vs2=0.1537－1828.4278Ls2 -1.11625Ls2/3 (2) 或 Vs2=0.47172－5611.6005Ls2 -3.4587Ls2/3

在操作范围内任取若干个Ls值，依式（2）计算出相应的Vs值列于以下附表中。

表6 液泛线数据表

Ls，m/s Vs，m/s

33

0.0001 0.4642

0.0015 0.4138

0.003 0.3493

0.004 0.2948

2.8.3 液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3－5s。依式知： 液体在降液管中停留时间 ?=

Af?HTLS=3-5s

求出上限液体Ls值（常数），在Vs－Ls图上，液相负荷上限线为与气体流量

Vs无关的竖直线。

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则： （Ls）max =2.8.4 漏液线

对于F1型重阀，依计算F0＝u0?V=5,则： u0=5/?V Af?HT40.35?0.0278＝＝0.0024325 m3/s (3)

4 24

又知 Vs?则得 Vs??4d02Nu0 d02N5 ?4?V式中d0、N、?V均为已知值，故可由此求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏液线。

以F0＝5作为规定气体最小负荷的标准， 则：Vs???5?52d02Nu0＝d02N＝(0.04)44＝0.1609 m3/s (4)

444?V2.952.8.5 液相负荷下限线

Lh2.84取堰上液层高度 how=×E()2/3

Lw1000计算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

Lh2/32.840.006=×E()

Lw1000所以 Ls,min=0.0003924m3/s (5)

根据附表和（3）、（4）、（5）可分别作出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共五条线，见图6。

25

3.02.52.023Vs,m/s1.51.00.50.00.000351A0.0010.0020.0034Ls,m/s30.0040.005

图7 塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图可以看出：

（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜 的操作区内的适中位置。

（2）塔板的气相负荷上限由雾沬夹带线控制，操作下限由漏液 控制。

（3）按照固定的液气比，由图查出气相负荷上限Vs,max= 0.3840m3/s ,

气相负荷下限Vs,min= 0.1027m3/s，所以：

0.3840操作弹性＝＝3.74

0.10272.9 塔进出口管径的选择 2.9.1 蒸汽管

VS=d=

?4d2u，d为蒸汽管的直径， u为气体速度，常压下u取为15m/s

4VS4?0.293==0.158m=158mm ?u3.14?152.9.2回流管

通常，重力回流管内液流速度u取0.2－0.5m/s，强制回流（由泵输送）u取1.5－2.5m/s。

26

因此，此取回流速度u=1.8m/s,LS=0.00054 m3/s d=LS0.000733==0.0228m=22.8mm 0.785??L?u0.785?1.82.9.3 进料管

u=2m/s，泡点时?LFm=800.56㎏/m3 Fs=

FMF21.08?85.67==0.000627

3600?Fm3600?800.64FS4?0.000627==0.01998m=20.00mm 3.14?2?ud=

2.9.4 塔釜液出口

tW=110℃时查表：ρ苯=783㎏/m3，ρ甲笨=786㎏/ m3 ρLWm=

10.030.97?783786=785.5㎏/m3

WS=

11.61?91.64WMw==0.0003762m3/s

3600?LWm3600?785.5取u=0.8m/s

d=

管径的选择见下表：

表7 塔进出口管径列表

4?0.00037624WS==0.02448m=24.5mm

3.14?0.8?u蒸汽管 回流管 Φ25×4

塔釜液出口 Φ25×4

进料管 Φ20×3.5

Φ159?4.5

3 结果与讨论

27

表8计算结果总表

计算数据 项 目 各段平均压强Pm,kPa 各段平均温度tm，℃ 平均流量 气相VS,m3/s 液相Ls,m3/s 实际塔板数N，块 板间距HT,m 板的高度Z，m 塔径D，m 空塔流速u，m/s 塔板液流形式 溢流装置 溢流管形式 堰长lw，m 堰高hw，m 溢流堰宽度Wd，m 管低与受液盘距离h0，m 板上清液高度hL，m 孔径的d0，mm 孔间距t，mm 孔数n，个 筛孔气速uo,m2 塔板压降hp,kPa 液体在降液管中的停留时间t，s 降液管内清液关高度Hd,m 雾沫夹带ev，kg液/kg气 精馏段 109.5 88.16 0.293 0.000733 25 0.35 17.55 0.7 0.735 单流型 弓形 0.462 0.051 0.0868 0.0198 0.06 40 0.075 44 5.302 0.06302 13.27 0.0940 0.000975 略 略 提馏段 略 28

负荷上限 负荷上限 气相最大负荷VS,max,m3/s 气相最小荷VS,min,m3/s 操作弹性

4 重要符号说明 符号 D F W L V V0 Rmin α MVDM MJDM ΔP σm μLDM μL VS LS D u LW how

雾沫夹带控制 漏液线控制 0.3841 0.1028 3.74 略 意义 生产量 进料量 塔底流量 回流量 塔顶蒸气流量 再沸器蒸气流量 最小回流比 活度系数 气相摩尔质量 液相摩尔质量 单板压降 表面张力 液相粘度 全塔平均粘度 气相流速 液相流速 塔板直径 空塔气速 溢流堰长 堰高

计量单位 kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h kmol/h ㎏/kmol ㎏/kmol kPa mN/m mPa·s mPa·s m3/s m3/s m m/s m m

29

WC 边缘区宽度 m WS 安定区宽度 m Aa 开孔区面积 m2 d0 浮阀的直径 m φ 开孔率 % HD 塔顶空间高 m HT 塔板间距

m

HP 开有人孔的塔板间距 m n 实际塔板数 HF 进料板高度 m nP 人孔 HB

塔底空间

m

H 塔高 m H1 封头高度 m nF 进料板数 H2 裙座高度 m hc 干板阻力 kPa eV 液沫夹带线 ㎏液/㎏气LS,max 液相负荷上限线 m3/s 符号 意义

计量单位 LS,min 液相负荷下限线 m3/s Vsmin 气相负荷下限线 m3/s t

孔间距

m h0 管底与受液盘距离

m

Hd 降液管内清液关高度 m uo

浮阀气速 m/s hL

板上清液高度 m ?

停留时间

s

30

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