筛板精馏塔设计.doc

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 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 ≤0.7kPa ET=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 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。 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 yq＝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NT＝12．5（包括再沸器） 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, 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 PD＝101.3＋4= 105.3 kPa 每层塔板压降 △P＝0.7 kPa 进料板压力 PF ＝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 tD＝82.1℃ 进料板温度 tF＝99.5℃ 精馏段平均温度 tm＝（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xD=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yF＝0.604 查平衡曲线（见图3-22），得xF＝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tD＝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tF＝99.5℃，查手册得 σA=18.90 m N/m σB=20.0 m N/m σLFm=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=Σxilgμi 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umax = 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HT=0.40m，板上液层高度hL＝0.06m，则 HT-hL＝0.4-0.06 ＝0.34 m 查图3-2得C20=0.072 C＝0.072· umax = 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 AT=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)HT=(10-1) ×0.4=3.6 m 提馏段有效高度为 Z提=( N提-1)HT=(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Af 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Ws= =0.065 m ,Wc=0.035 m ③开孔区面积计算 开孔区面积Aa按式3-16计算，即 其中 x = D /2 - (Wd + Ws )= 0.5-(0.124+0.065)=0.311 m r = D /2 - Wc =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 =VS / A 0 =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=uo/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 Hd≤φ(HT+hw) 苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则 φ(HT+hw)=0.5(0.40+0.047)=0.224 而 Hd=hP+hL+hd 板上不设进口堰，hd可由式3-44计算，即 hd=0.153(u0／)2=0.153(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m液柱 Hd≤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 (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 Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs /(m3/s) 0.309 0.319 0.331 0.341 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 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 Ls /(m3/s) 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs /(m3/s) 1.218 1.158 1.081 1.016 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hOW＝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