筛板精馏塔设计示例.docx
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筛板精馏塔设计示例
3.5筛板精馏塔设计示例
3.5.1化工原理课程设计任务书设计题目：
分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔
在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合液。
已知原料液的处理量为4000kg/h，组成为0.41（苯的质量分率），要求塔顶馏出液的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。
设计条件如下：
表3-18
操作压力
进料热状态
回流比
单板压降
全塔效率
建厂地址
4kPa（塔顶常压）
自选
自选
w0.7kPa
ET=52%
天津地区
试根据上述工艺条件作岀筛板塔的设计计算。
3.5.2设计计算1设计方案的确定
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,
将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
2精馏塔的物料衡算
（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量—~'：
'■-甲苯的摩尔质量匚丁
0.41/78.H
0.41/78J1+0.59/92.13
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
二0.450X7E.11+（l-0450）x9213=託尾如畑H^=0.966x781U（1-0.913few?
^=0.012x73.11+（1-0.012）x92.13=91.9^/^?
（3）物料衡算
F==46.6A
原料处理量二二一
总物料衡算46.61=D+W
苯物料衡算46.61X0.45=0.966D+0.012W
联立解得d=21.40kmol/h
W=25.21kmol/h
3塔板数的确定
（1）理论板层数NT的求取
苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
1由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x~y图，见图3-22。
2求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。
在图3-19中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该
线与平衡线的交点坐标为
yq=0.667xq=0.450
故最小回流比为・21■'
取操作回流比为77■■■―■:
--'
3求精馏塔的气、液相负荷
L=R^D=2.76x21.40=
7+1）D=（276+l）x2140=80.46^；^Zr=L+^=59.06+46,^1=
RO
I
I
图3-22图解法求理论板层数
4
求操作线方程
精馏段操作线方程为
提馏段操作线方程为
L+qF-W'
5图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如图3-22所示。
求解结果为
总理论板层数NT=12.5（包括再沸器）
进料板位置NF=6
（2）实际板层数的求取
精馏段实际板层数
5/0.52=9.6#10,
叽=
提馏段实际板层数、6.5/0.52=12.5#13
4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算。
（1）操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa
每层塔板压降Ap=0.7kPa
进料板压力PF=105.3+0.7X10=112.3kPa
精馏段平均压力Pm=（105.3+112.3）/2=108.8kPa
（2）操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算岀泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下：
塔顶温度tD=82.「C
进料板温度tF=99.5C
精馏段平均温度tm=（82.1+99.5）/2=90.8C
（3）平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y仁0.966,查平衡曲线（见图3-22），得x1=0.916
=0.S66x78.11+（1-0.966）x9213=7S=0.916x7811+（1-0916）x9213=7929^/^0/
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板（见图3-22，得yF=0.604
查平衡曲线（见图3-22），得xF=0.388
M应=0.604x78.11+（1-0.^04）x9213=M如=0.388x7S.1U（1-O.38S）x9213=
精馏段平均摩尔质量
=（78.59+2=8L心■（73.29+86.69）/2■82・9%g/Jtw刃
（4）平均密度计算
1气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
尺M伽10S8x8113“卫『3RTk831^1x（90S+27315）6
2液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
塔顶液相平均密度的计算
由tD=82.1C，查手册得
pA-812.7/cg/ra3ps-807,Pkg/m3
u
进料板液相平均密度的计算由tF=99.5'C,查手册得
进料板液相的质量分率
1/-0L35/,0.65/
精馏段液相平均密度为
pLm=（812.5+791.6）/2=802.1kg/m
（5）液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=82.1C，查手册得bA=21.24mN/m（tB=21.42mN/m
bLDm=0.966K21.24+（1-0.966）X21.42=21.25mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由tF=99.5C,查手册得bA=18.90mN/m（rB=20.0mN/m
bLFm=0.388X18.90+（1-0.388）X20.0=19.57mN/m
精馏段液相平均表面张力为
bLm=（21.25+19.57）/2=20.41mN/m
（6）液体平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算，即
lg卩Lm=sxilg卩i
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=82.1C，查手册得
yA=0.302mPa-s卩B=0.306mPa-s
lg卩LDm=0.966Klg（0.302）+（1-0.966）Xlg（0.306）
解出yLDm=0.302mPas
进料板液相平均粘度的计算
由tF=99.5C,查手册得
yA=0.256mPa-s卩B=0.265mPa-s
lg卩LFm=0.388X|g（0.256）+（1-0.388）Xlg（0.265）
解出yLFm=0.261mPa-s
精馏段液相平均粘度为
卩Lm=（0.302+0.261）/2=0.282mPa-s
5精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
啲甩_83.^«81.13
~3^00^2.92
-念益等I
式中C由式3-5计算，其中的C20由图3-2查取，图的横坐标为
F<0.017x36CO>
0.62lx3W
取板间距HT=0.40m,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.4-0.06=0.34m
-0.072
20.4120
OJ
=0.0723
C=0.072-
查图3-2得C20=0.072
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u=0.7Xumax=0.7X1.196=0.837m/s
匹一PE^L-0?
72
D=i.'<■■■:
：
''m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为
AT=0.785D2=0.785X1.02=0.785m2
u=VS/AT=0.621/0.785=0.791m/s
（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精=（N精-1）HT=（10-1）X0.4=3.6m
提馏段有效高度为
Z提=（N提-1）HT=（15-1）X0.4=5.6m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.8=3.6+5.6+0.8=10m
6塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下:
①堰长lw
=0（56D=O.doxl.0=O.u（5m
取■*
②溢流堰高度hw
由"■-_选用平直堰，堰上液层高度hOW由式3-7计算，即
近似取E=1,则L'
2關’r0.0017M3600Y^
X1_片
1Q00IO.d&J
0013m
取板上清液层高度hL=60mm
故祜”_打」'I.■■M
③弓形降液管宽度Wd和截面积A
由」""，查图3-10，得
1124MAf-0.0722x0755-0.05e7ffls-0424x1,00.124m
依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即
站00占色_^010x0.05（57x0.45
>5s
0.0017x3600
故降液管设计合理。
④降液管底隙高度hO
取降液管底隙的流速汇乙，则
3600?
地
0.0017x36303dOOxO.（5dxaOE—h（.—0047—0.032=0015/«nnnc
11>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度■丄=50mm
（2）塔板布置
1塔板的分块
因D>800mm故塔板采用分块式。
查表3-7得，塔极分为3块。
2边缘区宽度确定
w'
取vs=-=0.065m,vc=0.035m
3开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式3-16计算，即
此=2卜存二7十命八師彳%：
其中x=D/2-（W+W）=0.5-（0.124+0.065）=0.311m
r=D/2-W=0.5-0.035=0.465m
At=20311故I
④筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用
S=3mm碳钢板，取筛孔直径dO=5mnr
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3d0=3x5=15mm
筛孔数目n为
1.1554111^^0.532n=—=——2731
屮O.OLJ1
开孔率为
①=AO/Aa=0.907/（"d0）2=10.1%
气体通过筛孔的气速为
筛孔气速U0=Vs/A0=0.621/（0.101x0.532）=11.56m/s
7筛板的流体力学验算
（1）塔板压降
①干板阻力he计算
干板阻力he由式3-26计算，即
11.56
由d0/S=5/3=1.67，查图3-14得，C0=0.772
故②气体通过液层的阻力hl计算
气体通过液层的阻力hL由式3-31计算，即
人■帆
齐0.^21「
u*=—=0is
*AT~A^0785-00567現■0853需豆’-I4dk扌皿蚣•卅巧
查图3-15，得3=0.61o
故'+：
.j-；，「「，；+…Li+
③液体表面张力的阻力hb计算
液体表面张力所产生的阻力hb由式3-34计算，即
匚甜鬆Eg
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hf=\+兀=0.0416+0.0366+0.0021=O.OSOm液柱
气体通过每层塔板的压降为
APp0.0Sx802」x9.81
62P耳
<0.7kPa（
设计允许值）
（2）液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响
（3）液沫夹带
液沫夹带量由式3-36计算，即
即=込丄匚J严=站处；（严幻严=讪4
1kg液/kg气<0.1kg液/kg气
故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。
⑷漏液
对筛板塔，漏液点气速uO,max可由式3-38计算，
%血=44缶於加光十0」地-紅）必加■44xO,772^0.00^6+0.13xO.06-0.0025）x8»2.1/2.92-5爲两W
实际孔速uO=11.56m/s>uO,min
稳定系数为K=u。
/u0,min=11.56/5.985=1.93>1.5
故在本设计中无明显漏液。
（5）液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式3-46的关系，即
Hd<$（HT+hw）
苯一甲苯物系属一般物系，取$=0.5，则
$（HT+hw）=0.5（0.40+0.047）=0.224
而Hd=hP+hL+hd
板上不设进口堰，hd可由式3-44计算，即
hd=0.153（u0/）2=0.153（0.08）2=0.001m液柱
"=0.08+0.06+0.001=0.141m液柱
Hd<$（HT+hw）,故在本设计中不会发生液泛现象。
8塔板负荷性能图
（1）漏液线
由’「乂\,1■-
2.£4
1000
^.™-4.4（704^O.DO56+O.13[^卜蛊区瓯申■严]-址仏
=4.4x0.772x0.101xO.0532xj{1003（5+C.13（0047+^x1j1]-00021}8021/2M
整理得'亠…，.—■'：
'
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19
表3-19
_s/（m3/s）
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
V/（m3/s）
0.309
0.319
0.331
0.341
由上表数据即可作岀漏液线I。
（2）液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:
ojsszy5
hf=工巩=2.5（^*ftO[r）=2J（JJ047+0.831^=0.11842.21^
£-町==0.202-2.21^
57xlO_（1373^即〜乔41xHr*（0药2-Z2即）整理得匕-1.29-10.07
_2.S4
'1000
I-
i^DO
\66]
o.ooox
_s/（m3/s）
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
V/（m3/s）
1.218
1.158
1.081
1.016
由上表数据即可作岀液沫夹带线2。
（3）液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度hOV=0.006m作为最小液体负荷标准。
由式3-21得
据此可作岀与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
（4）液相负荷上限线
以B=4s作为液体在降液管中停留时间的下限
—^£=4
厶
故=00567x040/4=Q.00567朋址
据此可作岀与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。
（5）液泛线
令二“「一-
由叮一’一-+-_■■<_I+_
'21二鶴十
联立得心「—I.■■'.4+[—:
-'L
忽略hb,将hOW与Ls,hd与Ls,he与VS的关系式代人上式，并整理得
二讨7巴-d晋
y二単务竺—斗oiob
（珂GFpLCO101^0532xQ.772）38Q2.1==13,5x0.40+（0.5-0.61-1）x0,047=0.148e=Q.153/（^）3=0.153/（0.66x0032/=343.01^r=2.8^lxin-3xEt：
l+^（^^）l/3^2.84xlO-3xlx（l+0.6T）（^^）^3=1^21
式中：
-''
将有关的数据代入整理，得?
;--"―宀八匚
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-22。
表3-22
_s/（m3/s）
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
V/（m3/s）
1.129
1.091
1.033
0.974
由上表数据即可作岀液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图5-20所示。
比KI旷th/儿
图3-23精馏段筛板负荷性能图
在负荷性能图上，作岀操作点A,连接OA即作岀操作线。
由图可看岀，该筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。
由图3-23查得
33
\s,max=1.075m/s\s,min=0.317m/s
故操作弹性为VS,max/Vs,min=3.391
所设计筛板的主要结果汇总于表3-23。
表3-23筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
序号
项目
数值
1
平均温度tm/C
90.8
17
边缘区宽度,m
0.035
2
平均压力pm,kPa
108.8
18
开孔区面积,m2
0.532
3
气相流量VS,（m3/s）
0.621
19
筛孔直径,m
0.005
4
液相流量LS,（m3/s）
0.0017
20
筛孔数目
2731
5
塔的有效高度乙m
9.2
21
孔中心距,m
0.015
6
实际塔板数
23
22
开孔率,%
10.1
7
塔径,m
1.0
23
空塔气速，m/s
0.791
8
板间距
0.4
24
筛孔气速，m/s
11.56
9
溢流型式
单溢流
25
稳定系数
1.93
10
降液管型式
弓型
26
单板压降,kPa
0.629
11
堰长,m
0.66
27
负荷上限
液泛控制
12
堰高,m
0.047
28
负荷下限
漏夜控制
13
板上液层高度，m
0.06
29
液沫夹带,kg液/kg气
0.014
14
堰上液层高度，m
0.013
30
气相负荷上限，m3/s
1.075
15
降液管底隙高度，m
0.032
31
气相负荷下限，/s
0.317
16
安定区宽度,m
0.065
32
操作弹性
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