筛板精馏塔设计(中篇)
2009-02-26 16:19阅读：
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第四章
塔的物料衡算
一、料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率
二、平均分子量
MF=0.728×78.11+（1-0.728）×112.56=87.48
kg/kmol
MD=0.990× 78.11+(1-0.728) ×
112.56=78.45 kg/kmol
MW=0.0143 ×78.11+(1-0.0143) ×
112.56=112.07 kg/kmol
三、物料衡算
总物料衡算 D+W=4600
（1）
易挥发组分物料衡算 0.985D+0.01W=0.65×4600
（2）
联立（1）、（2）解得：
F=4600 kg/h
F=4600/87.48=52.58
kmol/h
W=1580.51 kg/h
br>
W=1580.51/112.07=14.10 kmol/h
D=3019.49 kg/h
D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h
四、物料衡算表
|
进料量F，kg/h
|
塔顶出料量D，kg/h
|
塔底出料量W，kg/h
|
|
4600
|
3019.49
|
1580.51
|
合计
|
4600
|
4600
|
第五章
塔板数的确定
一、理论塔板数NT的求取
苯-氯苯属理想物系，可采用M-T图解法求NT。
1、根据苯、氯苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程 计算出苯-氯苯的气液平衡数据如下表：
温度℃
|
xA
|
yA
|
80.1
|
1
|
1
|
85
|
0.818
|
0.957
|
90
|
0.678
|
0.911
|
95
|
0.543
|
0.847
|
100
|
0.440
|
0.782
|
105
|
0.276
|
0.665
|
110
|
0.185
|
0.563
|
115
|
0.131
|
0.455
|
120
|
0.0879
|
0.343
|
125
|
0.0454
|
0.200
|
130
|
0.0115
|
0.0567
|
131.75
|
0
|
0
|
根据计算结果作t-x-y图及x-y图，见坐标纸。
2、求最小回流比Rmin 操作回流比R
因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.728,0.728)作平行线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.728,xq=0.36.
此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故
取操作回流比R=2Rmin=2×0.71=1.42
3、求理论板数NT
精馏段操作线方程为
按M-T图解法在x-y图上作梯级得：
NT=（7-1）层（不包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为3层，提馏段为3层，第4层为加料板。
3、全塔效率ET
根据
[9]
根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为105.2℃，该温度下进料液相平均粘度为：
=0.728×0.245+(1-0.728)×0.350
=0.274mPas
4、实际板层数Np
精馏段
N精=3/0.516=5.8取6层
提馏段
N提=3/0.516=5.8 取6层
第六章
塔的工艺条件及物性数据计算
一、操作压强Pm
塔顶压强PD=4+580/760×101.33=81.3kPa，取每层塔板压降∆P=0.7
kPa，则进料板压强
PF=81.3+0.7×6=85.5
kPa，塔底压强为PW=85.5+0.7×6=89.7kPa，则
精馏段平均操作压强为
提馏段平均操作压强为
二、温度tm
根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度：
和
试差结果，塔顶tD=74.8℃，进料板tF=95.3℃，塔底tW=124.9℃。则
精馏段平均温度tm，精= ℃
提馏段平均温度tm，提= ℃
三、平均分子量Mm
塔顶
xD=y1=0.99
x1=0.935
MVDm=0.990×78.11+（1-0.990）×112.56=78.45kg/kmol
MLDm=0.935×78.11+（1-0.935）×112.56=80.35kg/kmol
进料板
yF=0.770
xF=0.416
MVFm=0.770×78.11+（1-0.770）×112.56=86.03kg/kmol
MLFm=0.416×78.11+（1-0.416）×112.56=98.23kg/kmol
塔底
y1=0.063
x1=xw=0.0143
MVWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmol
MVWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol
则精馏段平均分子量：
MVm（精）
MLm（精）
提馏段平均分子量：
MVm（提）
MVm（提）
四、平均密度ρm
1、液相密度ρLm
依式
1/ρLm=aA/ρLA+aB/ρLB（a为质量分率）
塔顶
ρLmD=823.3kg/m3
进料板，由加料板液相组成xA=0.416
ρLmF=932.3kg/m3
塔底
ρLmW=987.7kg/m3
故精馏段平均液相组成：ρLm（精）=（823.3+932.3）/2=877.8kg/m3
提馏段平均液相组成：ρLm（提）=（932.3+987.7）/2=960.0kg/m3
2、气相密度ρVm
五、液体表面张力σm
σm，顶=0.990×21.91+(1-0.990)×24.32=21.93mN/m
σm，进=0.416×19.42+(1-0.416)×22.08=20.97mN/m
σm，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m
则精馏段平均表面张力为：
σm，精
提馏段平均表面张力为：
σm，提
六、液体粘度μLM
μL顶=0.990×0.327+(1-0.990)×0.451=0.328mPas
μL进
=0.416×0.267+(1-0.416)×0.378=0.332mPas
μL底=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas
则精馏段平均液相粘度为 μL(精)
提馏段平均液相粘度为 μL(提)
第七章
气液相负荷计算
一、精馏段气液负荷计算
m3/s
L=RD=1.42×38.46=54.61kmol/h
m3/s
Lh=5.40m3/h
二、提馏段气液负荷计算
m3/s
L´=L+qF=L=54.61kmol/h
m3/s
Lh=6.12 m3/h
第八章
塔和塔板主要工艺尺寸计算
一、塔径D
1、精馏段塔径
初选板间距 ，取板上液层高度 ，故
；
查Smith关联图得C20=0.071；依
校正物系表面张力为 时的C
可取安全系数为0.60，则
故
按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.81m/s。
2、提馏段塔径
初选板间距 ，取板上液层高度 ，故
；
查Smith关联图 得C20=0.068；依
校正物系表面张力为 时的C ,即
可取安全系数为0.60，则
故
按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.52m/s。
为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.2m。
二、溢流装置
采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
1、精馏段溢流装置计算
（1）、溢流堰长
取堰长 为0.66D，即
﹦0.66×1.2﹦0.792m
（2）、出口堰高
由 ，
查流体收缩系数计算图知E=1.03
故
（3）、降液管的宽度 与降液管的面积
由 查弓形降液管的宽度与面积图得
， ，故
，
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
s（）5s，符合要求）
（4）、降液管底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速
2、提馏段溢流装置计算
（1）、溢流堰长
取堰长 为0.66D，即
﹦0.66×1.2﹦0.792m
（2）、出口堰高
由 ，
查流体收缩系数计算图，知E﹦1.03,
故
（3）、降液管的宽度 与降液管的面积
由 查弓形降液管的宽度与面积图得
， ，故
，
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
s（）5s，符合要求）
（4）、降液管底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速
三、塔板布置
1、精馏段塔板布置
（1）、取边缘区宽度Wc﹦0.055m,安定区宽度
，
（2）、开孔区面积
其中，
，
2、提馏段塔板布置
（1）、取边缘区宽度Wc﹦0.075m,安定区宽度
，
（2）、开空区面积
其中，
，
四、筛孔数 与开孔率
1、精馏段
取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳的板厚为 ,取
，
故孔中心距
塔板上的筛孔数 ，
塔板上开孔区的开孔率 （在5—15%范围内）
每层板上的开孔面积 m2
气体通过筛孔的气速为
筛孔排列图见坐标纸，实排孔n=1015×4-35×2=3990,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。
2、提馏段
取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳的板厚为 ,取
，
故孔中心距
塔板上的筛孔数 ，
筛孔排列图见坐标纸，实排3110，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔1280，实开1830。
m2
则 （在5—15%范围内）
气体通过筛孔的气速为
五、塔的有效高度Z
精馏段
提馏段
精馏段与进料板间的距离可以取0.4m，
故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m
第九章
筛板的流体力学验算
一、精馏段筛板的流体力学验算\
1.气体通过筛板压强相当的液柱高度hp
(1)、干板压降相当的液柱高度
，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84
（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度
由充气系数 与 关联图查得板上液层充气系数 ﹦0.62
（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度
，
故
单板压降
二、提馏段筛板的流体力学验算
1、干板压降相当的液柱高度
，查干筛孔的流量系数图得，C0=0.84
2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度
，
由充气系数 与 关联图查得板上液层充气系数
﹦0.73
3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度
，
故
单板压降
二、雾沫夹带量 的验算
1、精馏段雾沫夹带量 的验算
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
2、提馏段雾沫夹带量 的验算
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。
三、漏液的验算
1、精馏段漏液的验算
筛板的稳定性系数
故在设计负荷下不会产生过量漏液。
2、提馏段漏液的验算
筛板的稳定性系数
故在设计负荷下不会产生过量漏液。
四、液泛验算
1、精馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
，
m
取 ，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
2、提馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
，
m
m
取 ，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。
