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进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址操作压力4kPa(塔顶常压）自选自选≤0.7kPaET=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Ma = 78.11kg/ kmol苯的摩尔质量+ M = 92.13kg/ kmol甲苯的摩尔质量0.41/78.11= 0.450XF=0.41/78.11+ 0.59/92.13
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
0.96/78.11=0.966XD0.96/78.11+0.04/92.130.01/78.11=0.012Xw=0.01/78.11+0.99/92.13（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M,=0.450×78.11+(1-0.450)×92.13=85.82kg/kmolM, = 0.966×78.11+(1- 0.966)×92.13= 78.59kgl kmolMw= 0.012×78.11+(1-0.012)×92.13 = 91.96kg/kmol（3）物料衡算4000F==46.61kmol/h85.82原料处理量总物料衡算46.61=D+W苯物料衡算46.61X0.45=0.966D+0.012W联立解得D=21.40kmol/hW=25.21kmo1/h3塔板数的确定（1）理论板层数MT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xy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（g线），该线与平衡线的交点坐标为q=0.667xq=0.4500.966-0.667XD-ARain= 1.3810.6670.45ye-xe故最小回流比为
（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R=2Rm=2×1.38=2.76③求精馏塔的气、液相负荷L=RxD=2.76x2140=59.06kmohV= (R +1)D= (2.76+1)×21.40= 80.46kmoll hZ'=L+qF=59.06+46.61=105.67lamol/hV=V=80.46kmollh1.00.80.60.4b0.2C*D1.00tW0.4xp0.60.80.2x图3-22图解法求理论板层数④求操作线方程RXD=0.734x,+0.257Y+1=#+R+1R+1精馏段操作线方程为
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
WxwL+qF=1.313x-0.004Ym+1=L+qF-WL+qF-W提馏段操作线方程为③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MT=12.5（包括再沸器）进料板位置NF=6（2）实际板层数的求取N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=12.5~134精增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FD=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力F=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=（82.1+99.5）/2=90.8℃（3）平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算
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D=yl=0.966，查平衡曲线（见图3-22），得xl=0.916MvDm= 0.966×78.11+(1-0.966)×92.13=78.59kg/ kmolM rDm= 0.916×78.11+(1-0.916)×92.13= 79.29kg/ kmol进料板平均摩尔质量计算由图解理论板（见图3-22，得F=0.604查平衡曲线（见图3-22），得xF=0.388Mvm=0.604×78.11+(1-0.604)×92.13=83.66kg/ kmolM zw=0.388×78.11+(1-0.388)×92.13=86.69kg/kmol精馏段平均摩尔质量Mym= (78.59 +83.66)/2=81.13kg/kmolMtm=(79.29 +86.69)/2= 82.99kg/kmol（4）平均密度计算①气相平均密度计算108.8x81.13PmMum2.92kg/m3PmRTm8.314×(90.8+273.15)由理想气体状态方程计算，即=adta1/②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即βLmpLAu塔顶液相平均密度的计算由tD=82.1℃，重查手册得P,=807.9kg/m2p=812.7kg/mL 0.96%+ 0.04/Pum=812.5Kg/m7807.97812.7/PLDm进料板液相平均密度的计算由tF=99.5℃，查手册得DA=793.1kg/m3P= = 790.8kg/ m3进料板液相的质量分率0.388×78.11= 0.350A=0.388×78.11+(10.388)x92.13
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
1/=0.35/+ 0.656Pum=791.6Kg /m7793.1+7790.8/PLFm精馏段液相平均密度为pLm=（812.5+791.6）/2=802.1kg/m(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a-Nx,0-1塔顶液相平均表面张力的计算由tD=82.1℃，查手册得oA=21.24mN/mo B=21.42 m N/moLDm=0.966X21.24+(1-0.966)×21.42=21.25mN/m进料板液相平均表面张力的计算由F=99.5℃，查手册得OA=18.90mN/moB=20.0mN/m0LFm=0.388X18.90+(1-0. 388)X20.0=19.57mN/m精馏段液相平均表面张力为oLm=（(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Ig uLm=Zxilg ui塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃，查手册得uA=0.302mPa.sμB=0.306mPas1g μLDm=0.966×1g(0.302)+(1-0.966)X1g(0.306)解出μLDm=0.302mPa·s
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uμA=0.256mPa·sμB=0.265mPas1gμLFm=0.388X1g(0.256)+ (1-0.388)X1g(0.265)解出μLFm=0.261mPa·s精馏段液相平均粘度为μLm=(0.302+0.261)/2=0. 282 mPa s5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VMr80.46×81.13=0.621mV,=3600,gm3600×2.92LMtn59.06 ×82.99= 0.0017 m/Lg=3600pr3600 ×802.1p.-yo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(802.1)*2(0.017×3600)会(= 0.0454V.(2.92)(0.621x3600)P取板间距H=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=0.07202(20.41)°20.072 0.0723(20)20C=0.072 ·P-P802.12.92=0.0723,=1.1962.92aumax = c.Y(m/ s)取安全系数为0.7，则空塔气速为u= 0.7Xumax=0.7X1.196=0.837m/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
4V.4×0.621=0.9723.14×0.837D=Vmm按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为AT=0.785D2=0.785X1.02=0.785mIFVS/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)H=(10-1)X0.4=3.6m提馏段有效高度为Z提=（N提-1)HI=(15-1)X0.4=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=10m6塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算因塔径D=1.Om，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1w取0.66D0.66x1.00.66m②溢流堰高度hwhu=hi-how由“选用平直堰，堰上液层高度hOW由式3-7计算，即1 25(L2.84Ehou=1000(.)(0.0017×3600)2^2.84hon= 0.013mx1x10000.66近似取E=1,则取板上清液层高度hL=60mm
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h=h,-hw= 0.06-0.013= 0.047m③弓形降液管宽度Wd和截面积Af由/D=0.66，查图3-10，得AL= 0.0722,W.=0.124,则A=0.0722×0.785=0.0567m2W,=0.124×1.0=0.124mAD依式3-13验算液体在降液管中停留时间，即3600A,Hr_3600×0.0567×0.4513.34se=Ze0.0017×3600>5s故降液管设计合理。④降液管底隙高度ho取降液管底隙的流速%。 =0.08mls,则L.0.0017×3600h,=0.032m3600×0.66×0.0836001_uohwhg =0.0470.032= 0.015m>0.00m故降液管底隙高度设计合理。hi选用凹形受液盘，深度W=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TW, 0 05m,I=0.035m取s=③开孔区面积计算开孔区面积Aa按式3-16计算，即A.-2x-x*+*Sim++180其中 X=D /2-（阳 +Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311 mr = D /2-Wc =0.50.035=0.465m2=0.532m70.465180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8=3mm碳钢板，取筛孔直径dO=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
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
1.155.Ag4e_1.155×0.532731个n=F0.015*开孔率为@=A0 /A a= 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/s7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1Pv(uoh=2gpr(Co)由0/8=5/3=1.67，查图3-14得，=0.772(11.56 )22.92h=0.051=0.0416m液柱802.10.772故②气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力hL由式3-31计算，即h=BhV.0.621=0.853m/su=A,A,0.785 0.0567F=0.853/2.92=1.46kg/2s-ml/1)查图3-15，得β=0.61。故h=h,=p(h, +ho)=0.61 x(0.047+0.013) =0.0366 m液柱③液体表面张力的阻力hα计算液体表面张力所产生的阻力ho由式3-34计算，即4×20.41×1040h,=.=0.0021m液柱pigd。802.1x9.81x0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即h，=h+h,+h，=0.0416+0.0366+0.0021=0.080m液柱气体通过每层塔板的压降为P,=h,g=0.08×802.19.81=629P<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5.7x10f5.7x100.853ue32330.014ey=20.41×10-0.40-2.5x0.06arH,-2.5hkg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
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