筛板精馏塔设计方案.docx
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筛板精馏塔设计方案
筛板精馏塔设计方案
1绪论
1.1课题研究意义、研究现状及拟采用的技术路线
1.1.1课题研究意义、研究现状
在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量，质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。
据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。
因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视⑹。
塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。
它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：
精馏、吸收、解吸和萃取等[2]。
此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
塔设备的基本功能就是提供气、液两相以充分接触的机会，使传热、传质两种传递过程能够迅速有效的进行；还能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。
筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。
近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。
筛板塔普遍用作H2S-H2C双温交换过程的冷、热塔，应用于蒸馏、吸收和除尘等。
筛板精馏塔属于板式塔，筛板精馏塔具有结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压降小，生产能力大，气体分散均匀，传质效率高的优点，是化工生产中常见的单元操作设备之一。
筛板塔始于1830年，是结构最简单的一种板型。
由于其操作弹性小，当气量过小或过大时，易发生严重漏液或过量液沫夹带现象；而且易堵塞，不宜处理粘度大、易结焦的物料，一度时间曾影响到它的应用推广。
20世纪50年代后，
随着林德塔板、导向塔板的应用推广，筛板塔又重新启用并日趋广泛。
导向筛板是60年代由美国联合碳化物公司林德子公司开发应用的，国有化工大学进行系统研究，他们认为导向筛板从导向喷出的水平气速均匀稳定的推动板上液流前
进，大大增加了塔的抗污性和抗堵能力，克服了液面梯度和非活化区，提高了传质效率和生产能力。
在酒精工业，导向筛板使固含率达10%的粘稠成熟醪在塔
板上均匀稳定流动，解决了长期存在的赌塔和液泛问题，并增产约筛板塔始于1830年，是结构最简单的一种板型。
由于其操作弹性小，当气量过小或过大时，易发生严重漏液或过量液沫夹带现象；而且易堵塞，不宜处理粘度大、易结焦的物料，一度时间曾影响到它的应用推广。
20世纪50年代后，随着林德塔板、导向塔板的应用推广，筛板塔又重新启用并日趋广泛。
导向筛板是60年代由美国
联合碳化物公司林德子公司开发应用的，国有化工大学进行系统研究，他们认为导向筛板从导向喷出的水平气速均匀稳定的推动板上液流前进，大大增加了塔的
抗污性和抗堵能力，克服了液面梯度和非活化区，提高了传质效率和生产能力。
在酒精工业，导向筛板使固含率达10%的粘稠成熟醪在塔板上均匀稳定流动，解决了长期存在的赌塔和液泛问题，并增产约50%;在邻、对硝基氯苯精馏过程中，导向筛板解决了要求理论塔板数多、压降低的难题。
这种塔板还具有结构简单，维修方便，造价低廉的特点，该类塔板经过深入研究和大力推广，目前已广泛应用于石油、化工、轻工、香料的领域。
近年来，国际上涌现出来了一些新型板式塔，如新型垂直筛板塔（New-VST，是世界上第三代（最新一代）板式塔技术之一，它是喷射型板式塔，与后者相比具有传质效率高、处理能力大、阻力小、操作弹性好等优异性能⑹。
此外，具有优良特性的新型筛板还有STONE-WEBSTER?
改善开发的波纹筛板，瑞士KUHN公司的SLIT筛板，此就不——阐述了。
在塔设备的技术改造中，国多种性能优良的新型板式塔已经得到成功的应用，随着科学技术的进步，需要更多、更好的板式塔来进行生产，这就要求板式塔向着低耗损，低成本，高效率和环保的方向发展。
塔板效率是实际传质过程进行的反映，是衡量塔板性能和塔板设计的主要依据，由于其影响因素多而且复杂，准确预测有一定的难度，目前解决的办法是采用经验方法或建立在较简单的传质模型（例如双膜理论）基础上的半经验计算方法。
为了衡量塔板的传质性能，研究人员提出了塔板点效率的概念，并对塔板的点效率进行了深入研究。
板式塔作为重要的传质设备之一，在各种分离工艺过程中广泛应用，开发新型传质效率高、压降小、通量大的板式塔，塔件始终是板式塔技术的发展方向⑹。
1.1.2精馏塔设计的拟采用的技术路线
设计是典型的塔设备设计，其主要任务是参数选择和结构设计、计算及强度校核等。
拟采用以下设计步骤：
一、筛板精馏塔工艺设计计算部分
1.设计方案的确定；
2.精馏塔的物料衡算；
3.塔板数的确定；
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
6.塔板主要工艺尺寸的计算；
7.筛板的流体力学验算；
8.塔板负荷性能图。
二、筛板精馏塔结构设计计算部分
1.计算塔体和封头壁厚；
2.选取塔的附件，确定塔高；
3.人孔及接管补强计算；
4.接管、法兰的设计
5.塔体的强度校核；
三、绘制精馏塔装备图，塔板结构图
2工艺设计
2.1设计方案的确定及工艺流程的说明
原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。
2.2全塔的物料衡算2.2.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯的相对分子质量为78.11kg/kmol，甲苯的相对分子量为92.13kg/kmol
进料组分：
x
顶液组分：
x
釜残液组分：
x
0.45
78.11=0.491
0.450.55
78.1192.13
0.9878.11
0%11°.°292.13
=0.983
0.02
78.11
0.020.98
78.1192.13
=0.0240
2.2.2平均摩尔质量
MF
78.11
0.491
1
0.491
92.13
85.25kg/kmol
Md
78.11
0.983
1
0.983
92.13
78.35kg/kmol
Mw
78.11
0.024
1
0.024
92.13
91.79kg/kmol
2.2.3全塔物料衡算
依题给条件：
年处理量10万吨，一年以330天，一天以24小时计，有:
Fm=10000010%3024=12626.3Kg/h
F=126263kg/h85.25kg/kmol=148.11Kmo1-h
全塔物料衡算:
FDW
易挥发组分：
FxfDxd^NXw
联立方程组：
（2-2-1）
（2-2-2
148.11=DW
148.11X0.491=DX0.983+WX0.024
解方程组（2-2-1）和（2-2-2）得:
D=72.12Kmolh
W=75.99Kmolh
2.3塔板数的确定
2.3.1理论塔板数的确定
苯-甲苯物系属于理想物系，可以采用图解法来求得理论塔板数
（1）绘制苯-甲苯的T-X-Y图
查阅文献3,得苯甲苯的汽液相组分。
绘制图形如下：
图2-1苯-甲苯T-X-Y图
（2）确定操作的回流比R
在丫-X图上，因q=1,查得:
yq0.712
xqxF0.491
故有：
Rmin
Xdyq0.9830.712123
yqxq0.7120.491
考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的
2倍：
R2Rmin21.232.46
（3）
求精馏塔的气、液相负荷
RD2.4872.12177.42Kmolh
（R1）D（2.48+1）X72.12=249.54Kmolh
LqF=177.42+148.11X1=325.53Kmolh
V=249.54Kmolh
求理论塔板数精馏段操作线方程:
（4）
Rx
yx—0.711x0.284
R1R1
o
图2-2理论塔板图
图解得理论塔板数为13块（包括再沸器），理论进料板为第七块板
232实际塔板数的计算
（1）塔效率的计算
当yXd0.983时，tD=81.02C,xi=0.959,
当xXw0.024时，tW109.27C,yW0.0618。
塔的平均温度为:
tDtW
95.11C
查阅文献2,在塔的平均温度下，苯和甲苯的黏度为:
0.26mPas，
0.28mPas。
所以进料液的平均黏度为:
maXfB1Xf
0.260.4910.2810.491
0.27mPas
塔顶相对挥发度:
D
1X1
X1
0.983[
1
0.983
°.9590.959
2.47
塔底相对挥发度:
W
1
0.0681[
1
0.0681
0.024
/0.024
2.97
精馏塔的平均相对挥发度为：
dw2.71
用奥康奈尔关联公式计算全塔效率，对于筛板塔，k=0.9，所以：
02450245
Et0.49km■0.490.92.710.27.47.61%
（2）实际塔板数
精馏段：
6/47.61%=12.6,圆整为13块；提馏段：
6/47.61%=12.6，圆整为
13块。
加料板在第十四块板，全塔实际总共有26块板。
2.4塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算
2.4.1操作压力
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶压力：
pD101.34105.3kPa
加料板压力：
pF105.30.713114.4kPa
塔釜压力：
pW105.30.726123.5kPa
2.4.2操作温度
由苯甲苯的T-X-Y图，查得塔顶温度为81.02C,进料板为92.04C,塔釜为109.27C。
所以:
精馏段平均温度为：
tm81.0292.04286.53C
提馏段平均温度为：
tm109.2792.042100.66C
2.4.3平均摩尔质量
塔顶：
y1Xd0.983,X10.959（查相平衡图）
M
VD,m
0.983
78.11
1
0.983
92.13
78.35kg/kmol
M
LD,m
0.959
78.11
1
0.959
92.13
78.68kg/kmol
加料板：
yF
0.662,
Xf0.440
（查相平衡图）
M
VF,m
0.662
78.11
1
0.662
92.13
82.85kg/kmol
M
LF,m
0.440
78.11
1
0.440
92.13
85.96kg/kmol
塔釜：
0.0466,x10.0162（查相平衡图）
MVW,m
0.0466
78.11
10.046692.13
91.48kg/kmol
MLW,m
0.0162
78.11
10.016292.13
91.90kg/kmol
精馏段:
MV,m
78.35
82.85
80.60kg/kmol
ML,m
78.68
85.96/2
82.32kg/kmol
提馏段:
MV,m
82.85
91.48
87.17kg/kmol
ML,m
85.96
91.90/2
88.93kg/kmol
2.4.4平均密度
（1）液相平均密度
由文献3查得：
当tD=81.02C时，ld,a814.8kg/m3；LD,B811.1kg/m3
当tF=92.04C时，lf,a803.7kg/m3;LF,B800.0kg/m3
当tw109-27C时，lw,a785.2kg/m3;lw,b783.0kg/m3进料板液相质量分率：
FA
0-44078-110.40
0.44078.1110.44092.13
塔釜液相质量分率:
WA
0.016278.11
0.016278.1110.016292.13
0.0138
塔顶液相平均密度:
1aDAaDB
LD,mLD,ALD,B
0.98
814.8
0.02
811.1
3
ld,m814.7kg/m
加板液相平均密度:
aFAaFB
LF,mLF,ALF,B
0.40
803.7
0.60
800.0
3
lf,m801.5kg/m
塔釜液相平均密度:
1
LW,m
LW,A
awB0.0140.986
lwb785.2.0783.0
3
LW,m783.0kg/m
精馏段液相平均密度:
L,m
81.5
873.7/2847.1kg/m3
提馏段液相平均密度:
L,m
801.5
783.0/2
792.3kg/m3
（2）气相平均密度
精馏段：
V,m
pmMV,m
RTm
109.85
80.60
8.31427386.53
2.96kg/m3
提馏段：
V,m
PmMV,m
RTm
118.9587.17
8.314273
100.66
3.34kg/m3
2.4.5液体的平均表面力
由文献3查得：
当tD=81.02C时,
d,a21.15mN/m；
d,b21.68mN/m
当tF=92.04C时,
F,A19.60mN/m；
F,B20.10mN/m
当tW109.27C时，
W,A17.65mN/m
；w,b18.66mN/m
塔顶:
D,m
Xiiii
0.983
21.151
0.983
21.68
21.16mN/m
进料板：
F,m
Xiiii
0.440
19.601
0.440
20.50
20.10mN/m
塔釜：
W,m
Xiiii
0.024
17.651
0.024
18.66
18.64mN/m
精馏段：
m
21.16
20.10/2
20.63mN/m
提馏段：
m
20.10
18.64/2
19.37mN/m
246液体的平均粘度
查文献2,得：
当tD=81.02C时,当tF=92.04C时,
当tW109.27C时,
塔顶液体平均黏度：
d,a0.30mP
s；
F,A0.265mPs；
0.21mP
W,A
D,B0.32mPs
D,B0.29mPs
W,B0.245mP
IgLD,mXiIgi
0.983
lg0.30
0.983
Ig0.32
LD,m0.30mPs
加料板液体平均黏度:
IgLF,m
Xilgi
0.44
Ig0.265
0.44
Ig0.29
LF,m0.279mPs
塔釜液体平均黏度:
IgLW,m
XiIgi
0.024
Ig0.21
0.024
Ig0.245
LW,m0.244mPs
精馏段液体平均黏度:
0.30
L,m
0.279
0.29mPas
提馏段液体平均黏度:
L,m
0.2790.24420.262mPa
2.5塔体和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.5.1塔径的计算
（1）精馏段的塔径
精馏段的汽液相体积流量为:
VMV,m
249.5480.60
3600
V,m
36002.96
1.887m3/s
LML,m
s
3600L,m
1774282320.00502m3/s
3600808.1
初选塔板间距Ht400mm及板上液层高度
hL
50mm，则:
Ht
hL0.4
0.050.45m
按Smith法求取允许的空塔气速:
Ls
vs
0.5
L
0.00502
1.887
0.5
808.1
0.0440
2.96
查Smith通用关联图得：
C20
0.072
0.2
负荷因子:
CC2020
0°72箸
0.2
0.0724
0.0724J808.12.9鬻.96
所以：
Umax6L
1.194m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速:
0.7
maxO.836ms
精馏段的塔径：
D
u
1・88%.543。
"观，之间，塔径合适。
（2）提馏段的塔径
提馏段的汽液相体积流量为：
安全系数为:
0.62，在0.6至U0.8
mas
Ls
VMV,m
3600V,m
249.5487J71.809m3/s
36003.34
LML,m
3600L,m
3255388.930.0伽3/s
3600792.3
初选塔板间距Ht400mm及板上液层高度
hL
60mm，则:
Ht
hL
0.4
0.060.44m
、；41.88Jg.140.8361.696m
圆整取D1800mm，塔截面积At—D22.543m2，此时的操作气速
4
按Smith法求取允许的空塔气速:
0.5
0.010792.3
Vs
1.809
3.34
0.5
0.085
查Smith通用关联图得：
C20
0.070
0.2
0.2
负荷因子:
1937
CC20200072苛°.°696
所以:
umax
0.0696.792.3
3.34
3.34
1.07m/s
取安全系数为0.7，贝U空塔气速：
0.7max0.749ms
精馏段的塔径：
DJ4倔％"0.749仃5^
圆整取D1800mm，塔截面积At-D2
4
u/1.80^25430.711m/s，安全系数为：
之间，塔径合适。
2.543m2，此时的操作气速
0.66，在0.6至U0.8
mas
2.5.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算
（1）精馏段的塔板
溢流装置：
由于塔径中等，根据流量，可以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。
（a）溢流堰长（出口堰长）
取lw0.7D0.71.81.26m
（b）出口堰高hw和降液管的底隙高度ho
hw
hL
how
对平直堰how
0.00284ELh/lw
2/3
由lw/D0.7及Ls/j50.005023600/1.262.510.14，查文献2图11-11
得E1.03，于是:
how
0.002841.030.005023600/1.26
2/3
0.017m0.006m（满足要求）
35mm，假设ho比hw少13mm
hLhow0.050.0170.033m，取hw
hohw0.0130.0350.0130.022m，取ho25mm
（c）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af
由lw/D0.7，查文献2得Wd/D0.14,Af/AT0.09，即：
222
Wd0.25m,At0.785D2.543m,Af0.229m。
液体在降液管的停留时间
AfHT/Ls0.2290.4/0.0050218.2s5s（满足要求）
塔板布置：
由于D800mm，所以采用分块式塔板，查文献2可知塔板分为5块
（a）边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws
本设计取Wc50mmWs80mm
（b）开孔区面积Aa
Aa2x：
R2x2R2sin1—
180R
20.57.0.8520.5720.852sin1-0^
1800.85
1.78m2
式中：
xD/2WdWs0.90.250.080.57m
RD/2Wc0.90.0500.85m
开孔数n和开孔率
取筛孔的孔径do5mm,正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度3mm，
且取t/d。
3.0。
故孔心距t3515mm。
每层塔板的开孔数n
3
115510
3
115510
152
1.789137（孔）
每层塔板的开孔率
0.907
t/do
0.907
32
0.101（应在5~15%故满足要求）
每层塔板的开孔面积Ao
Aa0.1011.780.18m2
气体通过筛孔的孔速uoVs/Ao1.887/0.1810.48m/s
（2）提馏段的塔板
溢流装置：
由于塔径中等，根据流量，可以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口堰。
（a）溢流堰长（出口堰长）
取lw0.7D0.71.81.26m
（b）出口堰高hw和降液管的底隙高度ho
hw
hLhow
对平直堰how
0.00284ELh/lw
2/3
由lw/D0.7及Ls/贮50.0103600/1.262.520.20，查文献2图11-11得
E1.04，于是：
2/3
how0.002841.040.0103600/1.260.028m0.006m（满足要求）
hwhLhow0.060.0280.032m，取hw35mm，假设ho比hw少13mm
hohw0.0130.0350.0130.022m，取ho25mm
（c）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af
由lw/D0.7，查文献2得Wd/D0.14,Af/At0.09，即：
222
Wd0.25m，At0.785D2.543m，Af0.229m。
液体在降液管的停留时间
AfHT/Ls0.2290.4/0.0109.16s5s（满足要求）
塔板布置：
由于D800mm，所以采用分块式塔板，查文献2可知塔板分为5块
（a）边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws
本设计取Wc50mmWs80mm
（b）开孔区面积Aa
222.1X
Aa2x.RxRsin-
180R
、2221
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