苯一甲苯混合液筛板浮阀精馏塔设计.docx
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苯一甲苯混合液筛板浮阀精馏塔设计
1.1课程名称.................................................................................06
1.2设计条件（原始数据）.........................................................06
2.1设计方案的确定.....................................................................07
2.2设计基础数据.........................................................................07
2.3精馏塔的物料衡算.................................................................09
2.4塔板数的确定.........................................................................10
2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.........................12
2.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算.................................................20
2.7塔板主要工艺尺寸的计算.....................................................22
2.8筛板的流体力学验算.............................................................25
2.9塔板负荷性能图.....................................................................29
概述
板式塔
板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。
广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。
操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。
每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。
沿革
工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。
筛板塔出现于1830年，很长一段时间内被认为难以操作而未得到重视。
泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。
第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。
通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。
因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。
与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。
而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。
60年代以后,石油化工的生产规模不断扩大,大型塔的直径已超过10m。
为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。
操作特性
各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作，才能保证气液两相有效接触，从而得到较好的传质效果。
可用塔板负荷性能图（图5）来表示塔板正常操作时气液流量的范围，图中的几条边线所表示的气液流量限度为：
①漏液线。
气体流量低于此限时，液体经开孔大量泄漏。
②过量雾沫夹带线。
气体流量高于此限时，雾沫夹带量超过允许值，会使板效率显著下降。
③液流下限线。
若液体流量过小，则溢流堰上的液层高度不足，会影响液流的均匀分布，致使板效率降低。
④液流上限线。
液体流量太大时，液体在降液管内停留时间过短,液相夹带的气泡来不及分离,会造成气相返混，板效率降低。
⑤液泛线。
气液流量超过此线时，引起降液管液泛，使塔的正常操作受到破坏。
如果塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好，就称这些塔板的操作弹性大。
浮阀塔和泡罩塔的操作弹性较大，筛板塔稍差。
这三种塔型在正常范围内操作的板效率大致相同
工业要求
工业生产对塔板的要求主要是：
①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。
②塔板效率要高。
③塔板压力降要低。
④操作弹性要大。
⑤结构简单，易于制造。
在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。
第一章板式塔课程设计任务书
1.1课程名称
苯一甲苯混合液筛板（浮阀）精馏塔设计
1.2设计条件（原始数据）
设计任务及操作条件
（1）进入精馏塔的料液含苯40%，其余为甲苯。
（2）塔顶馏出液中含苯96%，塔釜液中含苯不低于3%
（3）原料液处理量为72+33×14/100吨/日（24小时）。
（4）操作条件
①精馏塔顶压强4kPa（表压）
②进料热状态泡点进料
③回流比Rmin=1.39
④加热蒸汽压强500kPa（表压）
⑤单板压强降≯0.7kPa
⑥全塔效率ET=60%
（5）建厂地址泉州
第二章设计计算
2.1设计方案的确定
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。
对于二元棍合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
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.其余部分经产品冷却器冷却后送至储破。
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。
塔釜来用间接蒸汽加热。
塔底产品经冷却后送至储罐。
2.2设计基础数据
其他物性查相关手册
（1）苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量/℃
沸点/℃
临界温度tc/℃
临界压强pc/kpa
苯
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯
C7H8
92.13
110.6
318.57
4107.7
表1
（2）饱和蒸汽压：
苯和甲苯的饱和蒸汽压可有Antoine方程式求算。
（3）LogP=A-B/（t+C）
式中t——物系温度，℃
P——饱和蒸汽压，kpa；
A,B,C——Antoine常数
组分
A
B
C
苯
6.023
1206.35
220.24
甲苯
6.078
1343.94
219.58
表2
（3）液体的表面张力
温度/℃
80
90
100
110
120
表面张力（苯）
21.27
20.06
18085
17.66
16.49
表面张力（甲苯）
21.69
20.59
19.94
18.41
17.31
表3
（4）苯和甲苯的液相密度ρ（kg/m³）
温度/℃
80
90
100
110
120
密度（苯）
815
803.9
792.5
780.3
768.9
密度（甲苯）
810.0
800.2
790.3
780.3
770.0
表4
液体粘度/（mpa.s）
温度/℃
80
90
100
110
120
粘度（苯）
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
粘度（甲苯）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228
表5
2.3精馏塔的物料衡算
1）原料液及塔顶,塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量：
=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量：
=92.13kg/kmol
=
=0.440
=
=0.966
=
=0.035
2）原料液及塔顶,塔底产品的平均摩尔分数
=0.440
78.11+（1-0.440）
=85.96
3）物料衡算
原料处理量：
F=3192.5/85.96=37.14kmol/h
总物料衡算：
37.14=D+W
苯物料衡算：
联立解得：
2.4塔板数的确定
1）理论板层数NT的求取
①苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层致。
根据化工原理下册提供的苯一甲苯气液平衡数据，绘出x-y图，
图1图解法求理论板层数
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1中对角线_、，自点e（0.44,0.44）作垂线e.f即为进料线（q线）。
该线与平衡线的交点坐标为
故最小回流比为:
取操作回流比为:
③求精馏塔的气、液相负荷。
（kmol/h）
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
⑤图解法求理论板层数。
采用图解法求理论板层数，见图一求解结果为:
总理论板层数：
包括再沸器）
进料板位置:
2）、实际板层数的求取:
精馏段实际板层数:
提馏段实PI板层数:
2.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）操作压力计算
塔顶操作压力:
kPa
每层塔板压降:
kPa
进料板压力:
kPa
塔底操作压力:
精馏段平均压力:
kPa
提馏段平均压力:
Pm’=（111.6+121.4）/2=116.5kPa
（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出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果为：
查二元相图可知：
塔顶温度：
82.0℃；
当Pa=111.6kPa时，用同样方法计算可得；
进料板温度：
94.1℃；
当Pa=116.5kPa时，用同样方法计算可得；
塔底温度tw=116.5℃。
精馏段平均温度：
tm＝（82.0＋94.1）/2=88.05℃
提馏段平均温度：
tm′=（116.5+94.1）/2=105.3℃
（3）平均摩尔质量计算
1）塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图1），得
x1=0.927
MVDm=0.966×78.11+（1-0.966）×92.13=78.59kg/kmol
MLDm=0.927×78.11+（1-0.927）×92.13=79.13kg/kmol
2）进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板（见图1），得
yF＝0.648
查平衡曲线（见图1），得
xF＝0.428
MVFm=0.648×78.11+（1-0.648）×92.13=83.05kg/kmol
MLFm=0.428×78.11+（1-0.428）×92.13=86.13kg/kmol
3）塔底平均摩尔质量计算
由图1可得X13=0.035y13=0.051
MVWm=0.051×78.11+（1-0.051）×92.13=91.41
MLWm=0.035×78.11+（1-0.035）×92.13=91.64
4）精馏段平均摩尔质量
MVm=（78.59+83.05）/2=80.82kg/kmol
MLm=（79.13+86.13）/2=82.63kg/kmol
5）提馏段平均摩尔质量
M′Vm=（91.41+83.05）/2=86.61kg/kmol
M′Lm=（91.64+86.13）/2=88.89kg/kmol
（4）平均密度计算
〈1〉精馏段计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
ρVm＝（PmMVm）/（RTm）
＝（108.45×80.82）/[8.314×（88.05+273.15）]＝2.92kg/m3
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
1/ρLm＝Σɑi/ρi
塔顶液相平均密度的计算：
由表3画出图2，
tD＝82.0℃，由图2的：
ρA＝812.93kg/m3,ρB＝808.26kg/m3
ρLDm＝1÷[0.9614/812.93+（1-0.9614）/808.26]=812.75kg/m3
进料板液相平均密度的计算:
tF＝94.1℃，由图2的
ρA＝798.94kg/m3,ρB＝795.8kg/m3
进料板液相的质量分率
ɑA＝（0.428×78.11）/[0.428×78.11+（1-0.428）×92.13]=0.388
ρFm＝1÷[0.388/798.94+（1-0.388）/795.8）]=797.02kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=（812.75+797.02）/2=804.885kg/m3
〈2〉提馏段计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
ρVm＝（PmMVm）/（RTm）
＝（116.5×86.61）/[8.314×（105.3+273.15）]＝3.21kg/m3
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
1/ρLm＝Σɑi/ρi
塔底液相平均密度的计算：
tw＝116.5℃，由图2得：
ρA＝772.36kg/m3,ρB＝773.44kg/m3
ρLWm＝1÷[0.018/772.36+（1-0.018）/773.44]=773.42kg/m3
进料板液相平均密度的计算:
由tF＝94.1℃，由图2的
ρA＝798.94kg/m3,ρB＝795.8kg/m3
进料板液相的质量分率
ɑA＝（0.428×78.11）/[0.428×78.11+（1-0.428）×92.13]=0.388
ρLFm＝1÷[0.388/798.94+（1-0.388）/795.8）]=797.02kg/m3
提馏段液相平均密度为
ρ′Lm=（773.42+797.02）/2=785.22kg/m3
（5）液体平均表面张力计算
〈1〉精馏段计算
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm＝Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算:
tD＝82.0℃，由图得
σA=21.02mN/m,σB=21.48mN/m
σLDm=0.966×21.02+（1-0.966）×21.48=21.04mN/m
进料板液相平均表面张力的计算:
由tF＝94.1℃，由图4得
σA=19.58mN/m,σB=20.33mN/m
σLFm=0.440×19.58+（1-0.440）×20.33=20mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm=（21.04+20）/2=20.52mN/m
由表4画出图
t
〈2〉提馏段计算
液相平均表面张力依下式计算，即
σLm＝Σxiσi
塔顶液相平均表面张力的计算:
tw＝116.5℃，由图3得
σA=16.9mN/m,σB=17.72mN/m
σLWm=0.035×16.9+（1-0.035）×17.72=17.69mN/m
进料板液相平均表面张力的计算:
由tF＝94.1℃，由图4得
σA=19.58mN/m,σB=20.33mN/m
σLFm=0.440×19.58+（1-0.440）×20.33=20mN/m
提馏段液相平均表面张力为：
σ′Lm=（20+17.69）/2=18.85mN/m
（6）液体平均粘度计算
〈1〉精馏段计算
液相平均粘度依下式计算，即
lgμLm=Σxilgμi
塔顶液相平均粘度的计算:
由表5画出图4
tD＝82.0℃，由图4得
μA=0.302mPa·s,μB=0.306mPa·s
lgμLDm=0.966×lg（0.302）+（1-0.966）×lg（0.306）
解出μLDm=0.302mPa·s
进料板液相平均粘度的计算:
由tF＝94.1℃，由图5得
μA=0.269mPa·s,μB=0.277mPa·s
lgμLFm=0.440×lg（0.269）+（1-0.440）×lg（0.277）
解出μLFm=0.273mPa·s
精馏段液相平均粘度为:
μLm=（μLDm+μLFm）/2=（0.302+0.273）/2=0.288mPa·s
〈2〉提馏段计算
液相平均粘度依下式计算，即
lgμLm=Σxilgμi
塔顶液相平均粘度的计算:
tw＝116.5℃，由图4得
μA=0.222mPa·s,μB=0.238mPa·s
lgμLWm=0.035×lg（0.222）+（1-0.035）×lg（0.238）
解出μLWm=0.237mPa·s
进料板液相平均粘度的计算:
由tF＝94.1℃，由图5得
μA=0.269mPa·s,μB=0.277mPa·s
lgμLFm=0.440×lg（0.269）+（1-0.440）×lg（0.277）
解出μLFm=0.273mPa·s
提馏段液相平均粘度为:
μ′Lm=（μLWm+μLFm）/2=（0.237+0.273）/2=0.255mPa·s
2.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算
﹙1﹚精馏段的计算
塔径的计算:
精馏段的气、液相体积流量为
Vs=（VMvm）/（3600ρvm）=（63.96×80.82）/（3600×2.92）=0.492m3/s
Ls=（LMLm）/（3600ρLm）=（59.06×82.63）/（3600×804.885）=0.00168m3/s
Umax=C√（ρL-ρV）/ρV
式中C由式（5-5）计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为
取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL＝0.07m，则
HT-hL＝0.45-0.07＝0.38m
查课本图5-1得C20=0.083
C＝C20（σL/20）0.2＝0.083×（20.52/20）0.2＝0.0834
Umax＝0.0834·√（804.885-2.92）/2.92=1.382m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为
u=0.6Umax＝0.6×1.382＝0.8292m/s
D=√（4Vs/лu）
=√（4×0.492）/（0.8292л）=0.869m
按标准塔径圆整后为D＝1.0m
塔截面积为AT=（л/4）·D2=0.785×1.02=0.785m2
实际空塔气速为u=VS/AT=0.492/0.785=0.386m/s
﹙2﹚提馏段的计算
塔径的计算:
提馏段的气、液相体积流量为
V′s=（V′M′vm）/（3600ρ′vm）=（63.96×86.61）/（3600×3.21）
=0.479m3/s
L′s=（L′M′Lm）/（3600ρ′Lm）=（101.1×88.89）/（3600×785.22）
=0.0032m3/s
U′max=C√（ρ′L-ρ′V）/ρ′V
式中C由式（5-5）计算，其中的C20由图5-1查取，图的横坐标为
取板间距HT=0.45m，板上液层高度hL＝0.07m，则
HT-hL＝0.45-0.07＝0.38m
查课本图5-1得C20=0.083
C＝C20（σL/20）0.2＝0.083×（18.85/20）0.2＝0.082
U′max＝0.082·√（785.22-3.21）/3.21=1.28m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为
U′=0.6Umax＝0.6×1.28＝0.768m/s
D=√（4V′s/лu）=√（4×0.479）/（0.768л）=0.891m
按标准塔径圆整后为D＝1.0m
塔截面积为A′T=（л/4）·D2=0.785×1.02=0.785m2
实际空塔气速为u′=V′S/A′T=0.476/0.785=0.606m/s
精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为：
Z精=（N精-1）HT=（9-1）×0.45=3.6m
提馏段有效高度为：
Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.45=5.4m
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+0.9=3.6+5.4+0.8=9.8m
2.7塔板主要工艺尺寸的计算
【1】精馏段
（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
取lw＝0.66D=0.66×1.0=0.66m
②溢流堰高度hw
hw＝hL-hOW
选用平直堰，堰上液层高度hOW由式5-7计算，即
hOW＝（2.84/1000）E（Lh/lw）2/3
近似取E＝1,则
hOW＝（2.84/1000）×1×[（0.00168×3600）/0.66]2/3=0.012m
取板上清液层高度hL＝70mm则
hW＝0.07-0.012=0.058m
③弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.66查图课本5-7，得
Af/AT=0.0722,Wd/D=0.124
故Af=0.0722AT=0.0722×0.785=0.057m2
Wd=0.124D=0.124×1.0=0.124m
依式课本（5-9）验算液体在降液管中停留时间，即
θ=（3600AfHT）/Lh=（3600×0.057×0.45）/（0.00168×3600）=15.27s>5s
故降液管设计合理。
④降液管底隙高度h0
h0=Lh/（3600lwu0）
取降液管底隙的流速u0=0.07m/s
h0=（0.00168×3600）/（3600×0.66×0.07）=0.036m
hW-h0=0.058-0.036=0.022m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度hW=60mm。
（2）塔板布置
①塔板的分块
因D≥800mm，故塔板采用分块式。
查表5-3得，塔极分为3块。
②边缘区宽度确定
取Ws=Ws’=0.075m,Wc=0.045m
③开孔区面积计算
开孔区面积Aa按课本式5-12计算，即
Aa=2{x
其中x=D/2-（Wd+Ws）=0.5-（0.124+0.075）=0.301m
r=D/2-Wc=0.5-0.045=0.455m
故Aa=2{0.301
＝0.632m2
④筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3mm的碳钢板，取筛孔直径d0＝6.5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：
t＝3d0＝3×6.5＝19.5mm
筛孔数目n为：
n=（1.155Aa）/t2＝（1.155×0.632）/0.01952＝1920
开孔率为:
Φ=[0.907/（d0/t）2]×100%=0.907/（0.005/0.01\5）2=10.1%
气体通过筛孔的气速为:
u0=V
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