分离苯 甲苯混合液的筛板精馏塔Word文件下载.docx
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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＋0.012W
联立解得D＝21.40kmol／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），该线和平衡线的交点坐标为
yq＝0.667xq＝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=105.3kPa
每层塔板压降△P＝0.7kPa
进料板压力PF＝105.3＋0.7×
10＝112.3kPa
精馏段平均压力Pm＝（105.3＋112.3）／2＝108.8kPa
（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=802.1kg/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=21.24mN/mσB=21.42mN/m
σLDm=0.966×
21.24+（1-0.966）×
21.42=21.25mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
σA=18.90mN/mσB=20.0mN/m
σLFm=0.388×
18.90+（1-0.388）×
20.0=19.57mN/m
精馏段液相平均表面张力为
σLm=（21.25+19.57）/2=20.41mN/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
μA=0.302mPa·
sμB=0.306mPa·
s
lgμLDm=0.966×
lg（0.302）+（1-0.966）×
lg（0.306）
解出μLDm=0.302mPa·
进料板液相平均粘度的计算
μA=0.256mPa·
sμB=0.265mPa·
lgμLFm=0.388×
lg（0.256）+（1-0.388）×
lg（0.265）
解出μLFm=0.261mPa·
精馏段液相平均粘度为
μLm=（0.302+0.261）/2=0.282mPa·
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＝0.34m
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＝0.837m/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=3.6m
提馏段有效高度为
Z提=（N提-1）HT=（15-1）×
0.4=5.6m
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＝60mm
故
③弓形降液管宽度Wd和截面积Af
，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=
=0.065m,Wc=0.035m
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）=0.311m
r=D/2-Wc=0.5-0.035=0.465m
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＝3mm碳钢板，取筛孔直径d0＝5mm。
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/Aa=0.907/（t/d0）2=10.1%
气体通过筛孔的气速为
筛孔气速u0=VS/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
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。
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
<
0.7kPa（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<
0.1kg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＝11.56m/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=0.001m液柱
Hd=0.08+0.06+0.001=0.141m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
，
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
1.218
1.158
1.081
1.016
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
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