化工原理筛板塔设计方案.docx
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化工原理筛板塔设计方案
化工原理筛板塔设计方案
第一部分概述
一、设计题目：
筛板塔设计
二、设计任务：
苯-甲苯精馏塔设计
三、设计条件：
1年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨;
2、产品苯含量不低于96%
3、残液中苯含量不高于1%
4、操作条件：
精馏塔的塔顶压力：
4kPa（表压）
进料状态：
自选
回流比：
自选
加热蒸汽压力：
101.33kPa（表压）
单板压降：
不大于0.7kPa（表压）
全塔效率：
Et=52%
5、设备型式：
筛板塔
6、设备工作日：
300天/年，24h连续运行
四、设计内容和要求:
序号
设计内容
要求
1
工艺计算
物料衡算、热量衡算、理论塔板数等
2
结构设计
塔高、塔径、溢流装置及塔板布置、接口管的尺寸等
3
流体力学验算
塔板负荷性能图
4
冷凝器的传热面积和冷却介质的
用量计算
5
再沸器的传热面积和加热介质的
用量计算
6
计算机辅助计算
将数据输入计算机，绘制负荷性能图
7
编写设计说明书
目录、设计任务书、设计计算及结果、流程图、参考资料等
五、工艺流程图
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。
操作时连续的从再沸器中取出部分液
体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液
借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了使
精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的泵，有时还要设置
高位槽。
且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。
以测量物流的各项参
数。
见附图。
第二部分工艺设计计算
一、设计方案的确定
本设计任务书为分离苯-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，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，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。
精馏塔的物料衡算
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
甲苯的摩尔质量
MB=92.13kg/mol
Xf
0.41/78.11
0.41/78.110.59/92.13
0.450
0.96/78.11
0.96/78.110.04/92.13
0.01/78.11
0.966
0.01/78.110.99/92.13
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.012
mf
0.450
78.11
10.450
92.13
85.82kg/mol
Md
0.966
78.11
10.966
92.13
78.59kg/mol
Mw
0.012
78.11
10.012
92.13
91.96kg/mol
3.物料衡算原料处理量
l30001031
F=—
30002485.52
48.72kmol/h
总物料衡算
48.72DW
苯物料衡算
48.720.450.966D0.012W
联立解得
D22.37kmol/h
W25.21kmol/h
三、塔板数的确定
1.理论板层数NT的求取
苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。
1由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图,见图
表1常压下苯甲苯的气液平衡数据
温度tC
液相中苯的摩尔分率
x
气相中苯的摩尔分率
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0
2求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。
在图中对角线上，自点e（0.45,0.45）做垂线，ef即为
进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：
yq0.667，xq0.450
故最小回流比为:
Rmin
Xdyq0.9660.667,“
1.38yqxq0.6670.450
取操作回流比为：
R2R^in21.382.76
3求精馏塔的气、液相负荷
LRD2.7622.37661.74kmol/h
V（R1）D（2.761）22.3784.11kmol/h
L'LF61.7448.72110.46kmol/h
V'V84.11kmol/h
4求操作线方程
LD61742237
精馏段操作线方程yLxDx0—^x——0.9660.734x0.257
VV84.1184.11
提馏段操作线方程y'上x'Wxw
VV
110.46'26.35
x
84.1180.46
0.0121.313x
0.004
5图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，求解结果为:
总理论板层数Nt12.8包括再沸器，进料板位置Nf6
2.实际板层数的求取
精馏段实际板层数:
提馏段实际板层数:
n精
5
0.52
9.610
N提
7.8
15
0.52
四、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
pD101.34105.3kPa
进料板压力
Pf105.30.710112.3kPa
精馏段平均压力
pm（105.3112.3）/2108.8kPa
提馏段平均压力
Pn=（112.3+121.4）/2=116.85KPa
每层塔板压降
p0.7kPa
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、甲苯的饱和蒸汽压由
安托尼方程计算，计算过程略。
计算结果如下
塔顶温度Td
82.1C
进料板温度Tf99.5C
精馏段平均温度Tm（82.199.5）/2908C
同理，提馏段平均温度tn=（94.52+99.5）/2=97C
3.平均摩尔质量计算
⑴塔顶摩尔质量计算：
由xD%0.966,查平均曲线，得为0.916
MvDm0.96678.11（10.966）92.1378.59kg/kmol
M；Dm0.91678.11（10.916）92.1379.29kg/kmol
⑵进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得yF0.604
查平衡曲线，得Xf
0.388
MVFm
0.604
78.11
（1
0.604）92.13
83.66kg/kmol
MLFm
0.388
78.11
（1
0.388）92.13
86.69kg/kmol
⑶提馏段平均摩尔质量
MVm
（78.59
83.66）/2
81.13kg/kmol
MLm
（79.29
86.69）/2
82.99kg/kmol
4.平均密度计算
⑴气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
Vm
PmMVm
RTm
⑵液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算:
Lm
ai/i
①塔顶液相平均密度计算:
由Td82.1C，查手册得
33
812.7kg/m，b807.9kg/m
LDm
0.96/812.70.04/807.9
②进料板液相平均密度计算
812.5kg/m3
由Tf99.5C，查手册得A793.1kg/m3，B790.8kg/m3
进料板液相的质量分数计算
0.38878.11aA
0.38878.110.61292.13
0.350
LFm
-791.6kg/m3
0.35/793.10.65/790.8
③精馏段液相平均密度为Lm（812.6791.6）/2802.1kg/m3
5.液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算，即
LmXii
⑴塔顶液相平均表面张力计算
由TD82.1C，查手册得a21.24mN/m，b21.42mN/m
LDm
0.96621.240.03421.42
21.24mN/m
⑵进料板液相平均表面张力计算
由Tf99.5C，查手册得
A18.90mN/m，
B20.00mN/m
LFm
0.38818.900.61220.00
19.57mN/m
精馏段液相平均表面张力为:
Lm（21.2519.57）/220.41mN/m
6.液相平均粘度计算
液相平均粘度依下式计算：
lgLm
Mgi
109.58「132.9kg/m3
8.314（90.8273.15）
lgLDm0.966lg（0.302）
0.034lg（0.306）
解得LDm0.302mPas
⑵进料板液相平均粘度计算
由Tf99.5C，查手册得a
0.256mPa
s，B0.265mPas
lgLFmO.388
lg（0.256）
0.612lg（0.265）
由Td82.1C，查手册得
a0.302mPas,b0.306mPas
解得LFm0.261mPas
精馏段液相平均粘度为Lm（0.3020.261）/20.282mPas
五、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:
VMvm
3600Vm
84.1181.13
36002.91
0.649m3/s
LM
Lm
3600Lm
^17^2990.00177m3/s
3600802.1
Ls
由umax
，式中C由式C
C20（」）0.2计算，其中的C20由斯密斯关联图
20
查取，图的横坐标为:
Lh
Vh
）1/2
0.001773600
0.6493600
（802.1）1/2
（2.92）
0.0452
取板间距Ht0.40,板上液层高度hL0.06m，则
HlhL0.40.060.34m
查斯密斯关联图得C20=0.072
C%哙严OH2（嘗严°.0723
Umax
0.0723
802.12.92
V2.92
1.196m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
D
40.649
0.837
=0.994
按标准塔径圆整后为D1.0m
塔截面积为At—1.020.785m2
4
V0649
实际空塔气速为u02490.827m/s
At0.785
2.精馏塔的有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精（N精1）Ht（101）0.43.6
提馏段有效高度为Z提（N提1）Ht（151）0.45.6
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
ZZ精Z提0.83.65.60.810m
六、塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。
其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。
根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不
设进口堰，采用凹形受液盘。
各项计算如下：
⑴堰长lw
取lw0.66D0.661.00.66m
⑵溢流堰高度hv
由hwhlhow，选用平直堰，堰上液层高度％E（-Lh）2/3
1000lw
近似取E=1,则how
0.013m
2.840.00173600.2/3
蔽1（0.66）
取板上清液层高度hL60mm，则
hw0.060.0130.047m
⑶弓形降液管宽度Wd和截面积A
由0.66,查弓形降液管的参数图’得半0.0727罟0.124
2
Af0.0722At0.07220.7850.0567m故
Wd0.124D0.1241.00.124m
3600AfHT
依式（5-9）验算液体在降液管中停留时间，即
12.81s5s
36000.05670.40
0.001773600
故降液管设计合理。
⑷降液管底隙高度h0
ho
36001wU°
取u00.08m/s，则
O.。
017736000.0335m
36000.660.08
h0
hw
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘，深度人
2.塔板布置
⑴塔板的分块
因D800mm，故塔板采用分块式。
查表5-3得，板块分为3快。
⑵边缘区快读确定
取WsWs0.065m,Wc0.035m
⑶开孔区面积计算
h00.0470.03350.0135m0.013m
50mm。
Aa
2（X、r2
2
X
rx
arcsin）
180r
x
D（Wd
2
Ws）
口（0.1240.065）0.311m
2
其中
r
DWc
1.0
0.0350.465m
2c
2
开孔区面积A按式（5-12）计算，即
故Aa2（0.311、0.4650.311
⑷筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用
2
0.465.0.311、
arcsin）1800.465
2
0.532m
3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm
筛孔按正三角形排列，取孔中心距
t3d03515mm
筛孔数目
开孔率为
1.155Aa
t2
1.1550.524
0.0152
2731个
o.907中2°.907（眯）2仞％
气体通过筛孔的气速为u0Vs0.64912.07m/s
A0.1010.532
七、筛板的流体学验算
1.塔板压降
⑴干板阻力
hc计算
干板阻力
he由式hc0.051（也）2（—计算：
C0L
由d0/
5/31.67,查干筛孔的流量系数得：
C200.772
1226292
故hc0051忌2（融）00468m液柱
⑵气体通过液层的阻力hL计算
气体通过液层的阻力hL由式（5-20）计算:
AAf
0.649
0.7850.0567
0.891m/s
F0ua.二0.8911.52kg1/2/（sm1/2）
查充气系数关联图，得0.61。
故
hih（hwhow）0.61（0.0470.013）0.036m液柱
⑶液体表面张力的阻力计算
h4L
Lgd0
42041103
420.41100.0021m液柱
802.19.810.005
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算:
hPhch1h0.04680.0360.00210.0849m液柱
气体通过每层塔板的压降为：
PphpLg0.0849802.19.81668Pa0.7kPa（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
液模夹带量由式e5.710（Ua）3.2计算：
LHthf7
hf2.5hL2.50.060.15m
6
故ev
0.016kg液/kg气0.1kg液/kg气
5.710（0.891）3.2
20.411030.40.15
在本设计中液沫夹带量巳在允许范围内。
4.漏液
对筛板塔，漏液点气速U0,min的计算：
Uo,min4.4C°1（0.00560.13nh）L/v
4.40.772（0.00560.130.060.0021）802.1/2.925.985m/s
实际孔速
U012.07m/sU°,min
稳定系数为K—乩12卫72.011.5
u0,min5.985
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应服从下列关系，即
Hd（Hthw）
（Hthw）而Hdhp
0.5（0.400.047）0.224m
hLhd
板上不设进口堰，
hd可由下式计算，即
hd0.153（u。
）20.1530.0820.001m液柱
Hd0.080.060.0010.141m液柱
Hd（Hthw）
故在本设计中不会发生液泛现象。
八、塔板负荷性能图
1液线
漏液线，又称气相负荷下限线。
气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能
充分接触，使塔板效率下降。
U0,min4.4C。
..「（O.00560.13hL入）l/V
u0,min
Vs,min
A0
hL
Z：
84e（5）2/3
1000lw
得Vs,min
4.4C0A0、{0.00560.13[hw
2.84
1000
4.40.7720.1010.532.{0.00560.13[0.0472.841（3600Ls）2/3]0.0021}802.1/2.92
V10000.66
整理得Vs,min3.025,0.009510.114L；/3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。
Ls/（m3/s）
Vs/（m3/s）
0.0006
0.309
0.0015
0.319
0.0030
0.331
0.0045
0.341
由此表数据即可作出漏液线1。
2液沫夹带线
eVWo.1kg液/kg气。
以ev=0・1kg液/kg为限,求M-Ls关系如下：
5.7106（ua
（Hthf
Ua
Vs
ATAf
s1.373Vs
0.7850.0567
）3.2
2843600Ls2/32/3
hf2.5hL2.5（hwhow）,hw0.047,h°w罰1（-0^）
hf0.1182.2L；/3,Hthf0.2822.2L?
3
討d^2°」
整理得
2/3
Vs1.2910.07Ls3
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。
Ls/（m3/s）
Vs/（m3/s）
0.0006
1.218
0..0015
1.158
0.0030
1.081
0.0045
1.016
由此表数据即可作出液沫夹带线2。
3液相负荷下限线
液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。
对于
平直堰，取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准。
由式（5-7）得
空4E（鰹吗2/30.006
1000lw
取E=1,则Lsmin（0.0061000）2/3_0660.00056m3/s
，2.843600
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
该线又称降液管超负荷线。
液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停
留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。
以4S作为液体在浆液管中停留时间的下限，由式（5-9）得
4丄s,min
I-S
空O.。
5670.400.00567m3/s
4
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线5液泛线
若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。
液泛可分为
降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行
验算。
为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度
人Hd令hp
he
联立得
（Hthw）,HdhphLhd
hLh°,hhL，hLhwhow
Ht
（1）hw
（1）howhchdh
忽略h，将how，hd与Ls，hc与V；的关系式带入上式，整
理得
2,'2'2/3
aVsbcLsdLs
0.051（V）
（AoCo）2（L
式中
Ht
仆'0.153
1）hw，C硏
3
2.8410E（1
）（3600）2/3
）（肓
将有关数据带入,
得:
0.051
（0.1010.5240.772）2
0.50.4（0.50.611）
0.153
0.108
802.1
0.0470.148
（0.66
0.032）2343.01
2.84
1031（10.61）
0.111V2
7；1.37
0.148343.01L；
3176L；13.16L?
3
36002/3
（）1.421
0.66
1.421L?
3
Ls/（m3/s）
Vs/（m3/s）
0.0006
1.275
0.0015
1.190
0.0030
1.068
0.0045
0.948
在操作范围内，任取几个
Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表:
由此表数据即可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图:
0.000
0.001
0.0020.0030.004
0.0050.006
上限线4
L/mis
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