1、3. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算73.1物性数据计算73.1.1操作压力计算73.1.2操作温度73.1.3平均摩尔质量计算73.1.4平均密度计算83.1.5液体平均表面张力计算93.1.6液体平均黏度计算103.2精馏塔主要工艺尺寸的计算113.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算113.2.2塔板主要工艺尺寸的计算133.3筛板流体力学验算153.3.1塔板压降153.3.2 液面落差163.3.3液沫夹带163.3.4漏液173.3.5液泛验算173.4塔板负荷性能图183.4.1漏液线183.4.2液沫夹带线183.4.3液相负荷下限线193.4.4液相负荷上限线203.4.5液泛线20
2、4.接管尺寸的确定225.板式塔的结构与附属设备23筛板塔设计一览表25参考文献26主要符号说明27致谢28摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：笨 甲苯 精馏 筛板塔1.设计方案的确定本设计任务为分离苯-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
3、液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%
4、，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：22. 精馏塔工艺的设计2.1产品浓度的计算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol F=原料组成： 塔顶组成： 塔底组成： 2.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 Mf=0.50178.11+1-0.50192.13=80.50kg/kmol Mw=0.01278.11+1-0.01292.13=91.96kg
5、/kmol MD=0.98378.11+1-0.98392.13=78.40kg/kmol2.2物料衡算 F=133.32kmol/h总物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D 0.983+W0.012 联立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h q线方程根据公式：q=Cpmts-tF+rmrm进料状况下的平均温度：ts=（91.79+20）/2=55.89进料板的温度： rM=0.4638978+0.5436092=31842kJ/kmolCp=1.84780.46+1.84920.54=157kJ/（kmo
6、l） q=157（91.79-20）+3184231842=1.353 qq-1=3.83q线方程：y=3.83x-1.417887542.3 最小回流比的确定图1 苯甲苯气液平衡X-Y图2.求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为 xq=0.581 yq=0.782最小回流比 Rmin=xd-yqyq-xq=0.983-0.7820.782-0.581=1.00取操作回流比R=1.5Rmin=1.502.4精馏段和提馏段操作线方程2.4.1求精馏塔的气液相负荷L=RD=100.
7、71Kmol/hV=（R+1）D=167.85Kmol/hL=L+qF=281.09Kmol/hV、=V =167.85Kmol/h2.4.2求操作线方程精馏段: y = RR+1x+xDR+1=0.600x+0.393提馏段: y,=L+qFL+qF-Wx,- WxwL+qF-W=1.308x,-0.0042.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置由苯甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。2.6实际板数的计算（1）全塔效率 查表2数据利用拉乌尔定律计算 j=116.946.0=2.541 t=172.974.3=2.327 =jt=2.43查表6得A=0.272mpa
8、s B=0.279 mpas平均粘度由公式，得: L=0.5010.272+0.4990.279=0.275mPa.s全塔效率ET =0.49（2.430.275）-0.245=54%（2）实际板数的求取精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.617提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3 21（包括再沸器）表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度859095100105, kPa，kPa101
9、.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常温下苯甲苯气液平衡数据液相中苯的摩尔率汽相中苯的摩尔率1.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.262表4 纯组分的表面张力80110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 组分的液相密度温度（）苯,kg/甲苯,kg/814809805801791778780763768表6 液体粘度苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2
10、790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1物性数据计算3.1.1操作压力计算（1）塔顶操作压力 Po=101.3Kpa（2）每层塔板压降 P=0.7Kpa（3）进料板压力 PF=PD+PN=113.2Kpa（4）精馏段平均压力 P,=（PD+PF）/2=107.25Kpa（5）塔底操作压力 Pw=PD+PN=127.9Kpa（6）提馏段平均压力 P,=（PF+PW）/2=120.55Kpa3.1.2操作温度利用表3中的数据可求 tF ： 92.1-89.448.9-59.2=tF-92.150.1-48.9 tF=91.7
11、9 tD： 81.2-80.295.0-100=tD-81.298.3-95.0 tD = 80.54 tW: 110.6-106.10-8.8=tW-110.61.2-0 tW=109.99精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.1.3平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算=0.983，=0.930=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35 kg/Kmol=0.93078.11+（1-0.930）92.13=79.09kg/Kmol（2）进料板平均摩尔质量计算 yF=0.721 xF=0.530=0.72178.11+（1-0.721）92.13=82.02kg/Kmo
12、l=0.53078.11+（1-0.530）92.13=87.19kg/Kmol（3）精馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol（4）塔底平均摩尔质量计算 y21=0.024，x21 =0.004=0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.80kg/Kmol=0.00478.11+（1-0.004）92.13=92.08kg/Kmol（5）提馏段平均摩尔质量计算=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol=（+）/2=（92.08+8
13、7.19）/2=89.635kg/Kmol3.1.4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=2.88=3.37 （2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由=80.54查表5得=812.4，=807.6=812.32进料板液相平均密度计算由=91.79查表5得=796.5，=794.9进料板质量分率=0.53078.110.53092.13 =0.477=795.66精馏段液相平均密度计算=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99塔底液相平均密度计算由=106.42查表5得=782.654，=783.938塔底质量分率A=x21MAx21MA+（1-x21
14、）MB =0.0204提馏段液相平均密度计算 Lt=（Lw+LF）/2=789.15kg/m33.1.5液体平均表面张力计算依式=Xii 计算塔顶液相平均表面张力计算由=80.54查表4得=20.984mN/m，=21.502mN/m=+（1-）=21.020mN/m进料板液相平均表面张力计算由=91.79查表4得=19.628mN/m，=19.929 mN/m=x10+（1-x10）=19.769mN/m精馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m塔底液相平均表面张力计算由=109.99查表4得=17.9654mN/m，=18.7938 m
15、N/m=x21+（1-x21）=0.00417.9654+（1-0.004）18.7938=18.790mN/m提馏段液相平均表面张力计算=（+）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m3.1.6液体平均黏度计算依式=Xii计算塔顶液相平均黏度计算=0.303mPa s，=0.307mPa s=+（1-）=0.930（0.303）+（1-0.930）（0.307）得=0.302mPa s进料板液相平均黏度计算由=91.79查表6得=0.264mPa s，=0.273mPa s=x10+（1-x10）=0.530（0.264）+（1-0.530）（0.273）得=0.269
16、mPa s精馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s塔底液相平均黏度计算由=100.99查表6得=0.250mPa s，=0.263mPa s=x21+（1-x21）=0.004（0.250）+（1-0.004）（0.263）=0.263mPa s提馏段液相平均黏度计算=（+）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率=1.298=0.00289由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为取板间距=0.4m，板上液层高度
17、=0.06m，则-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.078，则C=0.078（20.39520）0.2=0.0783=0.0783812.32-2.882.88 =1.313m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.71.313=0.9191 m/s D=4vsu=41.2980.919=1.34m按表准塔径圆整后为D= 1.4m塔截面积AT=4D2=1.539m2实际空塔气速为0.843m/s提馏段塔径的计算=167.8586.9136003.37 =1.202=281.0989.6353600789.15 =0.008690.112-=0.4-0.06=0
18、.34m，由史密斯关联图查得=0.069C=0.069=0.0677=1.034m/s1.034=0.724m/sD=4Vsu =1.45m为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。塔截面积AT=1.539实际空塔气速为0.781 m/s（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度=（-1）=（17-1）0.4=6.4m提馏段有效高度=（-1）=（21-1）0.4=8 m在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，精馏塔的效高度为Z=+0.8=15.2m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算塔径D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长取=0.66D=0.6
19、61.4=0.924m堰高选用平直堰，堰上液层高度计算如下 2.841000ELhlw23，取，=2.841000（0.0028936000.924）23 =0.0143 精馏段：=-=0.06-0.0143=0.0457 m提馏段：=2.841000（0.0086936000.924）23 =0.0297m=-=0.06-0.0297=0.0303m弓形降液管宽度和截面积由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124则=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m验算液体在降液管中停留时间=17.284s35s故降液管设计合理则=0.0722=0.111，=0.12
20、4D=0.174m验算液体在降液管中停留时间=5.748s35s降液管底隙高度=，取=0.15m/s精馏段=36000.0028936000.9240.15 =0.0208m-=0.0249m0.006m提馏段=36000.0086936000.4 =0.0235m-=0.0068m0.006m故选用凹形受液盘 =50mm（2）塔板布置塔板的分块塔径D1.4m，故塔板采用分块式，查表得塔板分为4 块边缘区宽度WC=0.035 m，安定区宽度WS=0.065 m孔区面积计算Aa=2XR2-X2+180R2sin-1XR其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（0.174 +0.065）=0.
21、461mR=D/2WC=1.4/2-0.035=0.665mAa=1.118m2孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，孔中心距t为：t=3do=35=15mm筛孔数目n为： n=1.155t21.118= 5739塔板开孔区的开孔率为=A0Aa=10.07%开孔率在515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为u0=VsjA0=11.52m/su0=VstA0=10.68m/s 3.3筛板流体力学验算3.3.1塔板压降（1）干板阻力hc由do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772由得hcj=0.05
22、1（11.520.772）22.88803.99=0.040m液柱 hct=0.05110.680.77223.37789.15=0.041m液柱 （2）气流通过液层的阻力计算由uaj=VsjAT-Af=0.908m/s且uat=VstAT-Af=0.842m/s气相动能因数 FoF0=0.9082.88=1.541kg12/sm1/2查充气系数关联图得=0.58F0=0.8423.37=1.546kg12/sm1/2 查充气系数关联图得=0.57=hL=0.0348m液柱=hL=0.0342 m液柱（3）液体表面张力的阻力的计算hj=4LjLjgd0=0.00207m液柱 ht=0.0019
23、9m液柱 气体通过每层塔板的液柱0.0775 m液柱 0.0772 m液柱气体通过每层塔板的压降ppj=0.0775803.999.81=611.25pa700pa ppt=0.0772789.159.81=597.65pa符合设计要求。3.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3.3液沫夹带液沫夹带量根据设计经验，一般取=2.50.06=0.15mevj=5.710-6LjUajHt-hf3.2=0.017kg液kg气0.1kg液kg气evt=5.710-6LtUatHT-hf3.2=0.014 kg液kg气故本设计中液沫夹带量e
24、v在允许的范围内3.3.4漏液对筛板塔，漏液点气速 u0.min=4.40.772（0.0056+0.130.06-0.00207）803.99/2.88=6.04m/s实际孔速=11.52m/s，稳定系数K=U0U0.min=1.911.5 u0.min=4.40.06-0.00199）789.15/3.37=5.55m/s实际孔速=10.68m/s，稳定系数K=U0U0.min=1.921.5故本设计中无明显的漏夜。3.3.5液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足苯甲苯物系属一般物系，取=0.5，板上不设进口堰，hd=0.153Lslwh0=0.153u0,2=0.1530.082=0.009792 m液柱=0.5（0.4+0.0457）=0.22285 m0.0775+0.06+0.009792=0.147 m液柱（0.4+0.0303）=0.21515m0.0772+0.06+0.009792=0.146m故在本设计中不会发生液泛现象3.4塔板负荷性能图3.4.1漏液
