邻二甲苯精馏塔的设计.doc

1 塔板数的确定采用泡点进料，将原料液通过预热器冷却后送入精馏塔塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐根据物料衡算结果可知：邻二甲苯精馏塔的原料液的组成为：　　 　塔顶馏出液的组成：95％塔底釜液的组成：1.86％故其摩尔分率如下：　　　　ＯＸ的摩尔质量　ＭＡ＝106.17kg/kmol C9+芳烃的摩尔质量ＭＢ=120.19kg/kmol　　 （C9+芳烃按Ｃ9Ｈ12取摩尔质量）　　　 X==0.506 X= X=因邻二甲苯产品纯度为95%.用Antoine方程求得：　　　塔顶进了和塔底条件下，纯组分的饱和蒸汽压Ｐi０如下：　　　　组分　　　塔顶　　　进料　　　塔底　　　　　　　　　　ＯＸ　　　362.31 117.22 877.95 C9+ 270.38　　 82.55 702.36 所以塔顶相对挥发度：　　=进料　　： =1.42塔底　　： =1.25　　　全塔平均相对挥发度为：　　　　　 　　　精馏段平均挥发度：　　　　　 　　　所以最小回流比为：　　　　　　R= = =6.03 N= = =25.85∵R=1.2Rmin=7.24∴y由可得：进料板：∵∴全塔效率∴实际塔板总数:精馏段:提馏段: 2 流量计算原料液平均摩尔质量 ∵ ∴ ∴ 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据（精馏段） 查化工手册得 平均摩尔质量 M=108 Kg/kmol M=110 Kg/kmol 平均密度 Kg/m 液相平均表面张力 液相平均黏度 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1）塔径的计算 V = Kmol/h L = RD = 7.2413.68=99.04 Kmol/h精馏塔的气.液相体积流率为 V = m L m 由U , 其中 C = C C可由史密斯关联图查得，图的横坐标为 取板间距H板上液层高度h H 查图得，C C= C u = 1.330 m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 u=0.6umax=0.6 D= 按标准塔径圆整后为 D=1.4m 塔截面积为 A实际空塔气速 u=2) 精馏塔有效高度的计算每隔6~8块塔板设一人孔，故精馏段人孔数为4，提馏段人孔数为9.人孔数高度为0.6m 精馏段 Z= = =14.4m 提馏段 Z=H+ =（69 =29 m在进料孔上方在设一人孔，高为0.6m 故精馏塔有效高度为 Z=Z =14.4+29.0+0.6 = 44 m5 塔板主要工艺尺寸的计算1）溢流装置计算因塔径D=1.4m，选用单溢流弓形降压管，不设进口堰① 堰长L,取堰长L=0.66D L=0.66② 出口堰高h h=h 采用平直堰，堰上液层高度h由下或计算 h 近似取E=1，则 h = 0.017 m板上液层高度h 所以 h③ 弓形降液管宽度W和截面积A 因为， 查弓形降液管的宽度与面积图得 所以A=0.0722A W 验算液体在降液管中停留时间 Q= 停留时间Q > 5s,故降液管尺寸可用④ 降液管低隙高度h h==0.031 故降液管低隙高度设计合理.2) 塔板布置① 塔板的分块 因D故塔板采用分块式，查表得，塔板分4块② 浮阀数目与排列取阀孔动能因子F 则孔速u u每层塔板上的浮阀数，孔阀直径d0=0.039 N==取边缘区厚度WC=0.06m,泡沫区厚度Ws=0.10,则塔板上的泡沫区面积为 Aa=2其中R= x=所以 A =1.00m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,则可估算排间距.即 =因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因此排间距不宜采用80mm,而应小于此植，故取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作图。

排得阀数170 图7 浮阀孔排列图按N=170重新核算孔速及阀孔动能因数 u0= F0=u0阀孔动能因数F0变化不大，仍在9 ~ 12范围内塔板开孔率=6 塔板的流体力学验算1）气相通过浮阀塔板的压降 ① 干板阻力 因∴② 板上充气液层阻力 本设备分离邻二甲苯和芳烃的混合液，液相为碳氢化合物，故取充气系数∴③ 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为 则 单板压降（设计允许值）2）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度 ① ：与气体通过塔板的压降所相当的液柱高度② 液体通过降液管的压头损失 ③ 板上液层高度∴ 取，又已选定， 则∴，符合防止淹塔的要求3）雾沫夹带泛点率①泛点率②板上液体流经长度板上液流面积因邻二甲苯与芳烃为正常系统，取物性系数又由泛点负荷系数，将以上数值代入泛点率公式得泛点率①泛点率② ∵两泛点率都在80%以下∴可知雾沫夹带量能满足的要求7 塔板负荷性能图1）雾沫夹带线 因为泛点率 = 按泛点率为80%计算如下整理得 （1）由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取LS值。

依式（1）算出相应的VS值列于本例附表8中据此可做出雾抹夹带线（1）表8 雾抹夹带线LS/ (m3/s)0.0020.010VS/ (m3/s)2.0391.8492) 液泛线因为其中hc = ,,,,所以再根据已知的数据简化得或 （2）在操作范围内取若干个LS值，依式（2）算出相应的VS列于本例附表9表9 液泛线LS/(m3/s)0.0010.0050.009VS/(m3/s)2.3832.1671.918据表中数据做出液泛线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3-5秒，故液体在降液管内停留时间为以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （3）故在VS-LS图上液相负荷上限线为竖直线（3）4）漏液线对于F1型重阀，依 计算，则又知所以以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则（4）据此可作出与液体流量无关的水平漏液线（4）5）液相负荷下限线于堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依的计算式计算出LS的下限值 取则 据此做出液相负荷下限线（5）分别在塔板负荷性能图上作出（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共5条线。

见图8由塔板性能图可以看出1． 操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置2． 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制3． 按照固定的液气比，查得塔板的气相负荷上限气相负荷上限所以操作降性=图8 塔板负荷性能图表10 浮阀塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径D/m1.40板间距HT/m0.40塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)0.745有效高度Z/m44堰长Lw/m0.924堰高hw/m0.043板上液层高度hL/m0.06降液管底隙高度ho/m0.031浮阀数N170等要三角形叉排阀孔气速uo/(m/s)5.65阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速uoc/(m/s)5.8孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距t/m0.065指相邻二横排的中心线距离单板压降ΔPP/Pa502液体在降液管内停留时间12.0降液管内清液层高度Hd/m0.126泛点率/%48.1气相负荷上限(VS)max/(m3/s)1.95雾沫夹带控制气相负荷下限(VS)min/(m3/s)0.591漏液控制操作弹性3.30五 热量衡算 精馏段上升蒸汽量为:提馏段∵饱和液体进料,∴再沸器的热负荷∵釜残液几乎为,其焓可按计算.∴ 冷凝器的热负荷 ∵塔顶馏出液几乎为邻二甲苯,其焓可按邻二甲苯进行计算∴ 加热蒸汽消耗量及冷却水的消耗量 设加热蒸汽绝压为,冷却水在饱和温度下排出(查得此时水的汽化热为2205).冷却水进出冷凝器的温度为和.加热蒸汽消耗量冷却水消耗量。