精馏塔的设计(毕业设计)讲义

精馏塔尺寸设计计算

初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压力4kPa。

由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。

4.2.1 操作理论板数和操作回流比

初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。

（1）最少理论板数N m

系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程[20]求取。

式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数；

x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；

αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；

N m——系统最少平衡级（理论板）数。

塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：

由式（4－9）得最少理论板数：

初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较小，则最少理论板数：。

（2）最小回流比

最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比R m，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数θ。

求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。

式中——进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数；

c——组分个数；

αi——i组分的相对挥发度；

θ——Underwood参数；

——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。

进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则

在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以

利用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得

（3）操作回流比R和操作理论板数N0

操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/R m=1.2～1.5的关系求出R，再根据Gilliland关联[20]求出N0。

取R/R m=1.2，得R=26.34，则有：

查Gilliland图得

解得操作理论板数N0=51。

4.2.2 实际塔板数

（1）进料板位置的确定

对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。

式中，——轻、重关键组分在进料液相中的摩尔分数；

n——精馏段理论塔板数；

m——提馏段理论塔板数（包括塔釜）。

将代入数据到式（4－12）可得

解得n/m=0.39，且N0=n+m=51，可得n=15，m=36（包括塔釜）。所以，精馏段理论板数为15，提馏段理论塔板数为35。

（2）实际塔板数

全塔效率E的定义：

可用Drickamer-Bradford法[20]计算全塔效率，其关联式：

（4－13）进料状态下各组分的粘度分别为0.178cP，0.259cP，0.406cP，则进料液体的平均摩尔黏度：

由式（4－13）可得

精馏段实际塔板数为N1=15/0.48=32，提馏段实际塔板数为N2=35/0.48=73，所以初馏塔实际塔板总数为N=32+73=105。

取塔板间距H T=0.6m，精馏段和提馏段的有效高度分别为：

所以初馏塔的有效高度：

4.2.3 初馏塔尺寸计算

在不同温度下，初馏塔内液体在塔不同位置各组分的密度及表面张力数据如表4－2所示。

表4－2物性数据表

组分进料位置塔顶

密度ρ（kg/m3）表面张力σ（mN/m）密度ρ（kg/m3）表面张力σ（mN/m）A（V Ac）817 13.20 825 14.30

B（H2O）951 57.80 958.4 60.10

C（HVc）943 18.03 957.8 19.26 进料位置液体密度：

同理可得，精馏塔塔顶混合液体密度924.6kg/m3，则精馏段液体的平均密度：

根据ρ=pM/(ZRT)得：kg/m3，kg/m3，则精馏段气体的平均密度：

进料位置液体表面张力：

mN/m 同理可得，塔顶液体的表面张力mN/m，则精馏段液体的平均表面张力：

41.68mN/m

塔顶产品的质量流量：

本设计因为处理量较大，一个初馏塔难以满足生产需求，所以改用四个相同的初馏塔并联处理。

由于R=L/D，则塔顶与全凝器之间物流的质量流量：

塔顶与全凝器之间物流的体积流量：

（1）塔径的设计计算

精馏塔的空塔气速u应比小，对于一般液体，u可取为(0.7～0.8)，而液泛气速可根

据式（4－14）计算。

式中——液泛气速，m/s；

C——气体负荷因子。

已知塔板间距H T=0.6m，取板上液层高度h L=0.075m，则H T－h L=0.525m。

采用（4－14）计算液泛气速，要先从史密斯关联图[21]中读出C20以求得C。为此，首先算出

从史密斯关联图中读出FP=0.04及H T－h L=0.525m时，C20=0.13。所以

由式（4－14）得

液泛分率为0.8时，气速0.8×3.69=2.952m/s，因此所需气体流通截面积：

对于双流型一般取l w/D=0.5～0.7，因液体流量较大取堰长l w=0.7D，查图[14]得降液管截

面积与塔板总面积之比0.085，则气体流通截面积与塔板总面积之比：

于是得13.83/0.915=15.12m2，则初馏塔塔径：

圆整后取塔径D=5m，于是有：

初馏塔横截面积：A T=πD2/4=0.785×52=19.625m2

气体流通截面积：A=0.915×19.625=17.957m2

（2）筒体及封头壁厚

该初馏塔为常压精馏，取设计压力为0.1MPa，所用材料为0Cr18Ni10Ti，标准为GB 4237。则壁厚