筛板精馏塔设计.doc

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1、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 0.7kPaET=52%天津地区 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 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

2、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 （2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 （3）物料衡算 原料处理量 总物料衡算 46.61DW苯物料衡算 46.610.450.966D0.012 W联立解得 D21.40 kmolhW=25.21kmolh3 塔板数的确定 （1

3、）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。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图3-22。 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 yq0.667 xq0.450故最小回流比为 取操作回流比为 求精馏塔的气、液相负荷 图3-22 图解法求理论板层数 求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为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NT125（包括再沸器） 进料板位置NF6（2）

4、实际板层数的求取 精馏段实际板层数5/0.529.610,提馏段实际板层数6.5/0.52=12.5134 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 PD101.34= 105.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力 PF 105.30.710112.3kPa精馏段平均压力 P m （105.3112.3）2108.8 kPa（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。计算结果如下： 塔顶温度 tD82.1 进料板温度 tF99.5 精馏段平均温度

5、 tm（82.l99.5）/2 = 90.8（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.966,查平衡曲线（见图3-22），得x1=0.916进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图3-22，得yF0.604查平衡曲线（见图3-22），得xF0.388精馏段平均摩尔质量 （4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 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tD82.1，查手册得 进料板液相平均密度的计算 由tF99.5，查手册得 进料板液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 Lm=（812.5+791.6）/2=802.1

6、 kg/m3(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 tD82.1，查手册得 A=21.24 m N/m B=21.42 m N/mLDm=0.96621.24+(1-0.966)21.42=21.25 mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由tF99.5，查手册得 A=18.90 m N/m B=20.0 m N/mLFm=0.38818.90+(1-0.388)20.0=19.57 mN/m精馏段液相平均表面张力为 Lm=（21.25+19.57）/2=20.41 mN/m(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLm=x

7、ilgi塔顶液相平均粘度的计算 由tD82.1，查手册得 A=0.302 mPas B=0.306 mPaslgLDm=0.966lg(0.302)+ (1-0.966)lg(0.306)解出LDm=0.302 mPas进料板液相平均粘度的计算 由tF99.5，查手册得 A=0.256 mPas B=0.265 mPaslg LFm=0.388lg(0.256)+ (1-0.388)lg(0.265)解出LFm=0.261 mPas精馏段液相平均粘度为 Lm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPas5 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 由um

8、ax = C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 取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL0.06m，则 HT-hL0.4-0.06 0.34 m 查图3-2得C20=0.072C0.072umax = C(m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为 u = 0.7umax0.71.1960.837 m/sD = m按标准塔径圆整后为D1.0m 塔截面积为 AT=0.785D2=0.7851.02=0.785m2u=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) 0.4=3.6

9、 m提馏段有效高度为 Z提=( N提-1)HT=(15-1) 0.4=5.6 m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=10m6 塔板主要工艺尺寸的计算 (1) 溢流装置计算 因塔径D1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 堰长lw取溢流堰高度hw由选用平直堰，堰上液层高度hOW由式3-7计算，即 近似取E1,则取板上清液层高度 hL60 mm 故弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由，查图3-10，得 依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即 5s故降液管设计合理。 降液管底隙高度h0取降液管底

10、隙的流速，则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度=50mm。 (2) 塔板布置 塔板的分块 因D800mm，故塔板采用分块式。查表3-7得，塔极分为3块。 边缘区宽度确定 取Ws= =0.065 m ,Wc=0.035 m开孔区面积计算 开孔区面积Aa按式3-16计算，即 其中 x = D /2 - (Wd + Ws )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 mr = D /2 - Wc =0.5-0.035=0.465 m故 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3 mm碳钢板，取筛孔直径 d05 mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

11、 t3d03 515mm 筛孔数目n为 开孔率为 = A0 /A a = 0.907 /(t/d0)2 = 10.1%气体通过筛孔的气速为 筛孔气速 u 0 =VS / A 0 =0.621/(0.101 0.532)=11.56m/s7 筛板的流体力学验算 (1) 塔板压降 干板阻力hc计算 干板阻力hc由式3-26 计算，即 由d0531.67，查图3-14得，C00.772故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 查图3-15，得=0.61。 故液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由式3-34计算，即 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式

12、计算，即 气体通过每层塔板的压降为 0.7 kPa (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 kg液/kg气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=0.001 m液柱 H

13、d=0.08+0.06+0.001=0.141 m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 ，得整理得 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3-19Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.3090.3190.3310.341由上表数据即可作出漏液线l。 (2) 液沫夹带线 以 ev0.1kg液/kg气为限，求 Vs-Ls关系如下： 由 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3-20。 表3-20Ls /(m3/s) 0

14、.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.2181.1581.0811.016由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得 据此可作出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4s作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 (5) 液泛线 令 由联立得忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代人上式，并整理得 式中：将有关的数据代入整理，得在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果

15、列于表3-22。 表3-22Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.1291.0911.0330.974由上表数据即可作出液泛线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。 图3-23 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，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 Vs,max=1.075 m3/s Vs,min=0.317 m3/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

16、计计算结果 序号 项目 数值 序号 项目 数值 1平均温度tm,90.817边缘区宽度,m0.0352平均压力pm,kPa108.818开孔区面积,m20.5323气相流量VS,(m3/s)0.62119筛孔直径,m0.0054液相流量LS,(m3/s)0.001720筛孔数目 27315塔的有效高度Z,m9.221孔中心距,m0.0156实际塔板数 2322开孔率,%10.17塔径,m1.023空塔气速, m/s0.7918板间距 0.424筛孔气速, m/s11.569溢流型式 单溢流 25稳定系数 1.9310降液管型式 弓型 26单板压降,kPa0.62911堰长,m0.6627负荷上限 液泛控制 12堰高,m0.04728负荷下限 漏夜控制 13板上液层高度,m0.0629液沫夹带,kg液/kg气 0.01414堰上液层高度,m0.01330气相负荷上限, m3/s1.07515降液管底隙高度,m0.03231气相负荷下限, /s0.31716安定区宽度,m0.06532操作弹性 3.391