筛板精馏塔设计

1、（3）物料衡算3.5筛板精馏塔设计示例（3）物料衡算（3）物料衡算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（3）物料衡算在一常压操作的连续精馏塔内分离苯量分率），要求塔顶馏出液的组成为设计条件如下：表在一常压操作的连续精馏塔内分离苯量分率），要求塔顶馏出液的组成为设计条件如下：表3-18-甲苯混合液。已知原料液的处理量为0.96，塔底釜液的组成为0.01。4000kg/h,组成为0.41（苯的质（3）物料衡算（3）物料衡算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D0.7kPaET=52%天津地区试根据上述工艺条件作出筛板塔的设

2、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，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23.5.2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，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

3、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ma=78.1ikgfkmoiM-92.13kg/kmol应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，（3）物料衡算（3）物料衡算仙朋I】=0.4500.41/78.11+0.59/92.130.9660.0120.96/78.110.9660.0120.96/78.11+0.04/92.130.01/78.110.01/78.11+0.99/92.13(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.450 x78.11+(l-0.450)x92.13=Md=0.966

4、x78.11+(1-0.966)x92.13=78.59g/kmal=0.012x78.11+(1-0.012)x92.13=91.96/原料处理量总物料衡算苯物料衡算联立解得46.61DDDW46.61D0.45D0.966DD0.012WDD21.40kmolDW=25.21kmolDh3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。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y

5、qD0.667xqD0.4500.966-0.667”0.667-0.45-故最小回流比为取操作回流比为R=2R=2x1.38=2.76求精馏塔的气、液相负荷L=RxD=2.76x21AQ=59.06kmal!kV=(A+!)=(2.76+1)x21.40=80.46o/ZjZr=+=59.06+46.61=105.67few?/27=r=80.46o/Zj以精馏段为例进行计算。以精馏段为例进行计算。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阻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，如图总理论板层数ntd进料板位置NFD6（2）实际板层数的求取精馏段实际板层

6、数提馏段实际板层数十普产一冷帀3陋一宀3-22所示。求解结果为125（包括再沸器）5/0.52D9.6D10D6.5/0.52=12.5叮34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PDD101.3口4=105.3kPa每层塔板压降PD0.7kPa进料板压力精馏段平均压力PFD105.3口0.7D10D112.3kPa进料板压力精馏段平均压力PmD（105.3112.3）2D108.8kPa(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tDD82.1D进料板温度tFD99

7、.5口精馏段平均温度tmD(82.1D99.5D/2=90.8口(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=0.966x78.11+(l-0.966)x92.13=78.59A;g/o/姬商=0.916x78.11+(1-0.916)x92.13=进料板平均摩尔质量计算由图解理论板(见图3-22，得yFD0.604查平衡曲线(见图3-22)，得xFD0.388=0.604x78.11+(1-0.604)x92.13=83.66kg/kmal=0.388x78.11+(1-0.388)x92.13=S6.69kg/k精馏段平

8、均摩尔质量MVk=(78.59+83.66)/2=81.13kg/kmol=(79.29+86.69)/2=Z2.99kglkmal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tDD82.1叮查手册得pA=812.7g/raps=807.9g/m进料板液相平均密度的计算由tFD99.5D,D000pA=793.RgtpL=790/m3进料板液相的质量分率0.3500.388x78.110.3500.333x78.11+(1-0.33

9、3)x92.13=3%3.1+6%0.8精馏段液相平均密度为pLm=(812.5+791.6)/2=802.1kg/ne液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即%j-i塔顶液相平均表面张力的计算由tDD82.1D,D000(JA=21.24mN/m(JB=21.42mN/mULDm=0.966D21.24+(1-0.966)021.42=21.25mN/m进料板液相平均表面张力的计算由tFD99.5，查手册得UA=18.90mN/mUB=20.0mN/mJLFm=0.388018.90+(1-0.388)020.0=19.57mN/m精馏段液相平均表面张力为ULm=(21.25+19

10、.57)/2=20.41mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lgpLm=Zxilgpi塔顶液相平均粘度的计算由tDD82.1D,D000pA=0.302mPaSpB=0.306mPDDSlgpLDm=0.9660lg(0.302)+(1-0.966)0lg(0.306)解出pLDm=0.302mPDDS进料板液相平均粘度的计算由tFD99.5D,D000pA=0.256mPaSpB=0.265mPDDSlgpLFm=0.3880lg(0.256)+(1-0.388)0lg(0.265)解出pLFm=0.261mPDDS精馏段液相平均粘度为pLm=(0.302+0.261)/2=0

11、.282mPDDS精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0_59.06x32.993600 x802.1=0.0017由Umax=CD选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0式中C由式3-5计算，其中的C20由图3-2查取，图的横坐标为选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0802.12W丿选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0选

12、用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0取板间距HT=0.40m,板上液层高度hLD0.06m,则HT-hLD0.4-0.06D0.34m查图3-2得C20=0.072CD0.072DCD0.072D选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0(m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7DumaxD0.7D1.196D0.837m/s(m/s)取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7DumaxD0.7D1.196D0.837m/s按标准塔径圆整后为DD1.

13、0mUmax=CD选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0塔截面积为AT=0.785D2=0.785叮.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Zo=(No-1)HT=(10T)D0.4=3.6m提馏段有效高度为ZO=(NO-1)HT=(15-1)D0.4=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=Zo+ZO+0.8=3.6+5.6+0.8=10m塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算

14、因塔径DD1.0m,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=0.66=0.66x1.0=0.66/k取选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0选用平直堰,堰上液层高度选用平直堰,堰上液层高度hOW由式3-700,0溢流堰高度hw諡小0.0017400十冲咏0.66近似取ED1,则取板上清液层高度hLD60mmflK=0.06-0.013=0.047弓形降液管宽度Wd和截面积Afw/D=0.66由，查图3T0,得=0.0722=0.1241：Af=0.0722x0.785=0.0567m2nrf=0.124xl.O=0.124m依式3-13

15、验算液体在降液管中停留时间，即TOC o 1-5 h z3mAfMr_3600 x0.0567x0.45_13扑Th0.0017x36005s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0Eq=0.083/s取降液管底隙的流速，则0.032ra0.0017x3600_0.032ra3600 x0.66x0.08=0.006mhw-=0.047-0.032=0.0150.006m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D叮OOmm,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=0.065m,Wc=O.O35m取Ws=0.065m,Wc=O.

16、O35m开孔区面积计算Aa按式3-16计算，即开孔区面积其中x=D/2-(Wd+Ws)=O.5-(O.124+O.O65)=O.311mr=D/2-Wc=0.5-0.035=0.465m=20.311x.4652-0.3112+x0.4652031j=0.532m2故筛孔计算及其排列6D3mm碳钢板，取筛孔直径d0D5mm。6D3mm碳钢板，取筛孔直径d0D5mm。筛孔数目n为叶竺垒一竺竺1加1个严0.015开孔率为中=A0/Aa=0.907/(t/d0)2=10.1%气体通过筛孔的气速为筛孔气速u0=VS/A0=0.621/(0.101D0.532)=11.56m/s筛板的流体力学验算(1)

17、塔板压降干板阻力he计算干板阻力he由式3-26计算，即干板阻力he由式3-26计算，即由d06D53D1.67，查图3-14得，C0D0.772气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力hlDO气体通过液层的阻力h=邸丄气体通过液层的阻力h=邸丄hL由式3-31计算，即0.621=0.853m/3液体表面张力的阻力液体表面张力所产生的阻力0.621=0.853m/3液体表面张力的阻力液体表面张力所产生的阻力hoDOho由式3-34DO,即叫-At-A?0.785-0.0567玖=Q253292=1.46kflf(5-mU2查图3T5,得0=0.61。%=0%=0(如+也J=0.61x(lJ.O47

18、+0.013)=0.0366m液柱=0.0021m液柱4x20.41xlO3=0.0021m液柱302.1x9.81x0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计O,即吗=%+热+兔=0.0416+0.0366+0.0021=0.080机液柱气体通过每层塔板的压降为APp=h后g=0.0Sx802.1x9.Sl=629P0.7kPa(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5.7xl0_tSt-=0.853右；)J課梟(拙茂而)J加kg液/kg气1.5故在本设计中无明显漏液。(5)

19、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HdD串(HT+hw)苯一甲苯物系属一般物系，取申0.5,则串(HT+hw)=0.5(0.40+0.047)=0.224而Hd=hP+hL+hd板上不设进口堰，hd0003-44计算，即hd=0.153(u0D)2=0.153(0.08)2=0.001m液柱Hd=0.08+0.06+0.001=0.141m液柱HdD串(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“W4=WJ(o.ooso叫+2讥)也冊，込=4.4站丽皿+D.1眄+諾迥*严-却)曲炜=4.4x0.772xO.101x0.0532x

20、0.0056+0.130,047x()2fi-0.0021802.1/2.92整理得耳込=3.0250.00961+0.114I3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出表3-19Vs值，计算结果列于表3-19。Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)0.3090.3190.3310.341由由由上表数据即可作出漏液线(2)液沫夹带线l。以evD0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：2.84iooEFt.0.660=2.5hL=2.5(=2.5(0.047+0.881)=0.113+2.2I3=0.282-2.213”5.7xlO-(1.

21、373即_20.41xlO由上表数据即可作出漏液线(2)液沫夹带线l。以evD0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：2.84iooEFt.0.660=2.5hL=2.5(=2.5(0.047+0.881)=0.113+2.2I3=0.282-2.213”5.7xlO-(1.373即_20.41xlO-5T.282整理得Vi=1.29-10.071在操作范围内，任取几个表3-20Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-20。Ls/(m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/(m3/s)1.2181.1581.0811.0162。由上表数据即可作出液沫夹带线(

22、3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hOWD0.006m作为最小液体负荷标准。由式3-21得360010.66)1=0.00056存门=O.SSI=0.006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eD4s作为液体在降液管中停留时间的下限4。故=0.0567x0.40/4=0.00567据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线(5)液泛线也二贰码+札)令H&=妇+血+為=札+鬲+饥+饥+沟3=邸丄叽=如+%磔Y+(貯一Q一1)虬=(0+1)為附+息+札+弟联立得忽略ha，将hOW与Ls,hd与Ls,he与Vs的关系式代人上式，并整理得齐斗炸051_竺廊(4A)PL(0.101x0.532x0.772)2802.1扩=悶+(炉一01)札=04x0.40+(0方一0.611)x0.047=0.14呂cf=O.153/(/o)2=0.153/(0.66x0.032)2=343.01df=2.84x10-3x,(1+)(?5)1/3=2.84xIO-3xlx(l+0.61)(52)2/3=1.421h0.66式中：2=1.37-3176Z-13.16Z3将有关的数据代入整理，得在操作范围内,任取几个在操作范围内,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