分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔

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ﻫ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:ﻫ表3—18ﻫ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ﻫ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.ﻫ２精馏塔的物料衡算ﻫ（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率ﻫ苯的摩尔质量ﻫ甲苯的摩尔质量ﻫﻫﻫﻫ（２）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

ﻫﻫﻫ(3）物料衡算ﻫ原料处理量ﻫ总物料衡算46。6１＝D＋Ｗ

苯物料衡算46.61×０。45=0．９66D＋０．01２Wﻫ联立解得D=21。40kmoｌ/ｈﻫW＝25。２1kｍｏl／hﻫ３塔板数的确定ﻫ（１)理论板层数NT的求取ﻫ苯一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数.ﻫ①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。ﻫ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ﻫyｑ=０。６６7xｑ＝0．45０ﻫ故最小回流比为ﻫ取操作回流比为ﻫ③求精馏塔的气、液相负荷ﻫﻫﻫﻫ

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ﻫ提馏段操作线方程为

⑤图解法求理论板层数ﻫ采用图解法求理论板层数,如图3—2２所示。求解结果为ﻫ总理论板层数ＮＴ=1２.5（包括再沸器）ﻫ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，ﻫ提馏段实际板层数６．5/0.５2=１２。5≈１３ﻫ4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算ﻫ以精馏段为例进行计算。ﻫ（1）操作压力计算ﻫ塔顶操作压力PD=1０1.３＋４=105.3kＰa每层塔板压降△P＝０.７kＰａ

进料板压力PF=1０５．3+０。7×10=1１2．3kPaﻫ精馏段平均压力Pm＝（10５.3＋１12.3)／２=10８.８kPaﻫ（２）操作温度计算ﻫ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ﻫ安托尼方程计算,计算过程略。计算结果如下:

塔顶温度ｔD＝82。1℃ﻫ进料板温度tF=9９。5℃ﻫ精馏段平均温度tm＝（82.l+99.5）/２＝９0.8℃ﻫ（3)平均摩尔质量计算ﻫ塔顶平均摩尔质量计算ﻫ由xD=ｙ1=0．９66，查平衡曲线（见图３—22），得x1=0.916ﻫﻫ

进料板平均摩尔质量计算ﻫ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＝０．388ﻫﻫﻫ精馏段平均摩尔质量

ﻫ（4）平均密度计算ﻫ①气相平均密度计算ﻫ由理想气体状态方程计算，即ﻫ

②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即ﻫﻫ塔顶液相平均密度的计算

由ｔD＝８2．1℃，查手册得ﻫﻫ进料板液相平均密度的计算

由tF＝99．５℃，查手册得ﻫ

进料板液相的质量分率ﻫﻫ精馏段液相平均密度为ﻫρLm＝（８１２.5+７91．６）/２=８0２.１kg／ｍ3ﻫ（5）液体平均表面张力计算ﻫ液相平均表面张力依下式计算,即ﻫﻫ塔顶液相平均表面张力的计算ﻫ由tD=8２。1℃，查手册得

σA＝21.24ｍN/mσB=21．42mＮ／ｍﻫσLDm=0.９66×2１.24+(１—0．966）×２1．4２＝２1。25mN／mﻫ进料板液相平均表面张力的计算ﻫ由tF=９9．5℃，查手册得

σA=18．90mＮ／mσB=２0。0mN／ｍ

σLFm＝０.38８×18.９０＋（1—0。３８8）×20.0=１９.57mN/m

精馏段液相平均表面张力为ﻫσLm=(２1。25＋１９．５7）/2=20.４1ｍＮ/m

(６）液体平均粘度计算ﻫ液相平均粘度依下式计算，即ﻫlｇμＬm=Σｘｉlｇμiﻫ塔顶液相平均粘度的计算ﻫ由tD=８2。1℃，查手册得

μＡ＝0.3０２mＰa·sμB=0．３０6mＰa·ｓﻫｌｇμLDm=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ﻫ由tＦ=９9.5℃,查手册得

μA＝０．２5６ｍPa·sμＢ=0.２６5mPａ·sﻫｌgμＬFｍ=０.3８8×ｌg(0。25６）+（１-０.388)×ｌg（0。265）ﻫ解出μLFm＝０。261ｍPａ·ｓ

精馏段液相平均粘度为ﻫμＬｍ=（0.３０２+0.２6１)/２=0。２8２mPａ·ｓﻫ５精馏塔的塔体工艺尺寸计算ﻫ(1）塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为ﻫﻫﻫ由umax=C·ﻫ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ﻫﻫ取板间距HT=0。４０m，板上液层高度hL＝０.06ｍ,则ﻫHT-ｈL=0.４－0．０6=0．３4ｍﻫ查图3—２得C2０=0.072ﻫC=０．072·ﻫumaｘ=C·（m/s）ﻫ取安全系数为0。７,则空塔气速为ﻫu＝0.７×uｍax＝0．7×1.１96＝0。837m/s

Ｄ=m

按标准塔径圆整后为D=1.0m

塔截面积为ﻫＡＴ=0。785D２=0.785×1．０2=０.785m２ﻫu=VS/AＴ=0.621/０。785=0．７9１ｍ／ｓﻫ（２)精馏塔有效高度的计算ﻫ精馏段有效高度为ﻫZ精＝(N精-1）HT＝（１0－1）×0.４=３.6m

提馏段有效高度为ﻫZ提=（Ｎ提－１)ＨT=(15-1）×０。4=5。６ｍﻫ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ﻫZ=Z精+Ｚ提+0．8＝3.６+５．６+0.8=10ｍﻫ6塔板主要工艺尺寸的计算ﻫ（1)溢流装置计算ﻫ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：ﻫ①堰长ｌｗﻫ取ﻫ②溢流堰高度hｗ

由ﻫ选用平直堰，堰上液层高度hＯW由式3—7计算，即ﻫﻫ近似取E=1,则

取板上清液层高度hL＝60mmﻫ故ﻫ③弓形降液管宽度Wd和截面积Ａｆﻫ由,查图3—10,得ﻫ依式3-1３验算液体在降液管中停留时间,即ﻫ＞5sﻫ故降液管设计合理。ﻫ④降液管底隙高度ｈ0ﻫ取降液管底隙的流速,则ﻫ

>０。006mﻫ故降液管底隙高度设计合理.ﻫ选用凹形受液盘，深度=５0mm.

（2）塔板布置ﻫ①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ﻫ取Ｗs==０。0６5m，Wc＝0。03５m

③开孔区面积计算ﻫ开孔区面积Aa按式３—16计算，即ﻫ

其中x=Ｄ／２-（Wd+Ｗs)＝0。5—（０．1２４+０。０65）=０.３11m

r＝D/２—Ｗｃ=０。5—０。035＝０。４65m

故ﻫ④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碳钢板,取筛孔直径d0=5mｍ。ﻫ筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为ﻫt=3d0=3×5=15mmﻫ筛孔数目n为ﻫﻫ开孔率为ﻫΦ＝A0/Aa=0．９０７／（t／ｄ0）２=10.1%ﻫ气体通过筛孔的气速为ﻫ筛孔气速u0＝VS／A0＝0。６２1／（0.１01×0。53２)=１１.56m/sﻫ7筛板的流体力学验算ﻫ(1）塔板压降ﻫ①干板阻力hｃ计算ﻫ干板阻力hｃ由式３—２６计算，即

ﻫ由d０/δ=５/3=1．６7，查图３-１4得，Ｃ0=0.7７２ﻫ故ﻫ②气体通过液层的阻力hl计算ﻫ气体通过液层的阻力hL由式3－３1计算，即ﻫﻫ查图３-15，得β＝0.６1。ﻫ故ﻫ③液体表面张力的阻力ｈσ计算

液体表面张力所产生的阻力ｈσ由式3－３4计算，即ﻫﻫ气体通过每层塔板的液柱高度ｈp可按下式计算，即ﻫ

气体通过每层塔板的压降为ﻫ＜０。7kPａ(设计允许值)ﻫ（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ﻫ液沫夹带量由式3-3６计算，即ﻫkg液／kg气＜０。1kg液/kg气ﻫ故在本设计中液沫夹带量eｖ在允许范围内。ﻫ（4)漏液ﻫ对筛板塔，漏液点气速ｕ０，max可由式3—３８计算,ﻫﻫ实际孔速ｕ０＝１1.56m／ｓ〉u０，minﻫ稳定系数为K=ｕｏ／ｕ0，min＝1１．５６/5.9８5=１.93＞１。5

故在本设计中无明显漏液。ﻫ（5）液泛ﻫ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ﻫＨd≤φ(HT+ｈw)

苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0．５，则ﻫφ（HT+hw）＝0。5（0.40＋0.04７）=0．22４ﻫ而Hd=hＰ+hL+ｈdﻫ板上不设进口堰,hd可由式3－44计算，即ﻫｈd=0．1５3(u0/)２=０.153（0。０8）2=0.0０1m液柱ﻫＨd＝0.08+0．06+０。001＝0.１4１ｍ液柱ﻫＨd≤φ（HT+hw），故在本设计中不会发生液泛现象。8塔板负荷性能图ﻫ（1)漏液线ﻫ由，ﻫ得整理得ﻫ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。ﻫ表３－19ﻫLs／（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ｅv=０.１kg液/kg气为限，求Vs－Ｌｓ关系如下:

由ﻫﻫ

ﻫﻫ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。ﻫ表3-20ﻫLs／（m3/s）0．00060.００15０.00300．0０4５Ｖs/(ｍ3/ｓ）1。2１8１。15８1.0811.01６由上表数据即可作出液沫夹带线2。ﻫ(3)液相负荷下限线ﻫ对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.0０６m作为最小液体负荷标准。由式3-２１得

ﻫ据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。ﻫ（４)液相负荷上限线ﻫ以θ＝4s作为液体在降液管中停留时间的下限ﻫﻫ据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。ﻫ（5)液泛线ﻫ令ﻫ由

ﻫ联立得ﻫ忽略hσ，将hOW与Ｌｓ，hｄ与Ls，hc与Ｖs的关系式代人上式，并整理得ﻫﻫ式中：ﻫ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,计算结果列于表3—22。ﻫ表3—２2ﻫLs／（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。ﻫ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。ﻫ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ﻫＶs，ｍａx=1.0７5ｍ３/sＶs,min=０。3１7m３/sﻫ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ﻫ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