筛板精馏塔设计

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

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 46.61＝D＋W

苯物料衡算 46.61×0.45＝0.966D＋0.012 W

联立解得 D＝21.40 kmol／h

W=25.21kmol／h

3 塔板数的确定

（1）理论板层数N T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

y q＝0.667 xq＝0.450

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

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

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N T＝12．5（包括再沸器）

进料板位置N F＝6

（2）实际板层数的求取

精馏段实际板层数5/0.52＝9.6≈10,

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P D＝101.3＋4= 105.3 kPa

每层塔板压降△P＝0.7 kPa

进料板压力P F ＝105.3＋0.7×10＝112.3kPa

精馏段平均压力P m ＝（105.3＋112.3）／2＝108.8 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t D＝82.1℃

进料板温度t F＝99.5℃

精馏段平均温度t m＝（82.l＋99.5）/2 = 90.8℃

（3）平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由x D=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y F＝0.604

查平衡曲线（见图3-22），得x F＝0.388

精馏段平均摩尔质量

（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

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t D＝82.1℃，查手册得

进料板液相平均密度的计算

由tF＝99.5℃，查手册得

进料板液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

ρLm=（812.5+791.6）/2=802.1 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 tD＝82.1℃，查手册得σA=21.24 m N/m σB=21.42 m N/m σLDm=0.966×21.24+(1-0.966)×21.42=21.25 mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由t F＝99.5℃，查手册得σA=18.90 m N/m σB=20.0 m N/m σLF m=0.388×18.90+(1-0.388)×20.0=19.57 mN/m

精馏段液相平均表面张力为

σLm=（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

lgμLm=Σxi lgμi

塔顶液相平均粘度的计算

由tD＝82.1℃，查手册得

μA=0.302 mPa·s μB=0.306 mPa·s

lgμLDm=0.966×lg(0.302)+ (1-0.966)×lg(0.306)

解出μLDm=0.302 mPa·s

进料板液相平均粘度的计算

由tF＝99.5℃，查手册得

μA=0.256 mPa·s μB=0.265 mPa·s

lg μLFm=0.388×lg(0.256)+ (1-0.388)×lg(0.265)

解出μLFm=0.261 mPa·s

精馏段液相平均粘度为

μLm=(0.302+0.261)/2=0.282 mPa·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

由u max = 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H T=0.40m，板上液层高度hL＝0.06m，则

H T-h L＝0.4-0.06 ＝0.34 m

查图3-2得C20=0.072

C＝0.072·

u max = C·(m/s)

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u= 0.7×umax＝0.7×1.196＝0.837 m/s

D = m

按标准塔径圆整后为D＝1.0m

塔截面积为

A T=0.785D2=0.785×1.02=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)H T=(10-1) ×0.4=3.6 m

提馏段有效高度为

Z提=( N提-1)H T=(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=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

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

取板上清液层高度 hL＝60 mm

故

③弓形降液管宽度Wd和截面积A f

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。

④降液管底隙高度h0

取降液管底隙的流速，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

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

取W s= =0.065 m ,W c=0.035 m

③开孔区面积计算

开孔区面积A a按式3-16计算，即

其中x = D /2 - (W d + W s )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 m

r = D /2 - W c =0.5-0.035=0.465 m

故

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＝3 mm碳钢板，取筛孔直径 d0＝5 mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t＝3d0＝3 × 5＝15mm

筛孔数目n为

开孔率为

Φ = 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 =V S / A0 =0.621/(0.101 × 0.532)=11.56m/s

7 筛板的流体力学验算

(1) 塔板压降

①干板阻力hc计算

干板阻力hc由式3-26 计算，即

由d0／δ＝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

查图3-15，得β=0.61。

故

③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

气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，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<0.1 kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

(4) 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,max可由式3-38计算，

实际孔速u0＝11.56 m/s＞u0,min

稳定系数为K=u o/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

H d≤φ(H T+h w)

苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则

φ(H T+h w)=0.5(0.40+0.047)=0.224

而H d=h P+h L+hd

板上不设进口堰，hd可由式3-44计算，即

h d=0.153(u0／)2=0.153(0.08)2=0.001 m液柱

H d=0.08+0.06+0.001=0.141 m液柱

H d≤φ(H T+h w),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3-19

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

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3-20

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h OW＝0.006m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θ＝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hσ，将h OW与L s，h d与L s，h c与V s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，计算结果列于表3-22。

表3-22

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

V s,max=1.075 m3/s V s,min=0.317 m3/s

故操作弹性为V s,max / V s,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