直接蒸汽加热板式精馏塔设计

1、双组分溶液直接蒸汽加热板式精馏塔设计设计任务：规定 F、xF、xD、xW，设计出能完成分离任务的板式精馏塔1.回流比最小回流比设夹紧点在精馏段，其坐标为(xe,ye)则Rminxd - ye(1)ye - Xe设夹紧点在提馏段，其坐标为(xe,ye)LRminD +qFye-0(2)V(fmin1)D - (q)FXe-Xw所需基础数据：气液相平衡数据丙酮-水xi = 0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.900.95 1.0; %液相丙酮平衡浓度yi = 0 0.2530.425 0.624 0.755

2、 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.9631.0； %汽相丙酮平衡浓度ti= 100 92.7 86.5 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.557.0 56.13 ;% 平衡温度甲醇-水xi = 0 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.800.90 0.95 1.0; %液相甲醇平衡浓度yi = 0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418

3、0.517 0.579 0.665 0.729 0.779 0.825 0.870 0.9150.958 0.979 1.00; %汽相甲醇平衡浓度ti= 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 75.3 73.1 71.2 69.3 67.666.0 65.0 64.5 ;% 平衡温度来源：王志魁.化工原理(第三版)，北京：化学工业出版社,2004确定操作回流比R2.0)Rmin用Matlab或Excel工具求出N与R间的关系以确定适宜的回流比。(课堂讲解)2全塔物料衡算与操作方程(1) 全塔物料衡算F+S = D+W(3)FXf = DXd

4、WXw(4)其中S 二V =(R 1)D-(1-q)F(5)W 二二 RD qF(6)联立式、式得：D=FXf捡Xd + RXw（2）操作方程精馏段ynEx.旦R 1 R 1提馏段y3计算精馏段、提馏段理论板数 理想溶液 图解法或求出相对挥发度用逐板计算法求取。 非理想溶液相平衡数据为离散数据，用图解法或数值积分法求取4.全塔组成分布、温度分布及精馏段、提馏段平均温度与组成精馏段平均温度 t=（t! tF）/2提馏段平均温度 （tF tN）/2其中t!塔顶第一板温度，由y=xd查t-y数据获得，因塔顶为蒸汽冷凝;tF 加料板温度，由加料板组成xm查t-x数据获得;t b塔釜温度，由 xw查t-

5、x数据获得。5物性参数的计算 塔顶条件下的物性参数（气相密度、液相密度、表面张力及粘度） 进料板组成与温度条件的物性参数 塔釜条件下的物性参数 精馏段平均物性参数 提馏段平均物性参数附： 气相密度用理想气体状态方程计算=-pMRT液相密度 =WA WB WA、Wb为组分A与B的质量分数，匚、B分别为组分A与B的液：L ：A ：B相密度，水的密度用插值法求，甲醇或丙酮的密度查有机液体相对密度共线图（陈敏恒，化工原理（上册）北京：化学工业出版社，2006） 二元含水混合物的表面张力（含水溶液）（B E Poling, J M Prausnitz, J P O Conell著，赵红梅，王凤坤，陈圣坤

6、等译，气液物性估算手册，北京：化学工业出版社，2006,497-498）1/4m- SO1/4Ob Rg(。)2/ 3Q =0.441(q/T)( -fV/T)W-XWVW /( XWVWXOVO )OB Q =lg( ；：Sw/ ；so)醇类，脂肪酸类 q=碳原子数，如乙酸 q=2,甲醇q=1 ;酮类q=碳原子数-1,例丙酮q=2d w、b O分别为纯水与纯有机物的表面张力,mN/m。纯有机物的表面张力查有机液体的表面张力共线图。Xw、Xo分别为水与有机物的液相摩尔分数Vw、Vo分别为水与有机物的液相摩尔体积，cm3/molT温度,K例估算甲醇-水混合物在303K时的表面张力，甲醇的摩尔分数

7、为0.122,实验数据46.1 mN/m.解：303K 时 d w=71.18 mN/m、cr o=21.75mN/m,Vw=18 cm 3/mol, V o=41cm3/mol, q=1。1000 M wcm3/mol:W1000Mocm3/molMo,Mw 有机组分与水的分子量 ，kg/kmol;P o, p w 有机组分与水的密度,kg/m3)W/ o 二xWVW/(xOVO) =0.878 18/(0.122 41)=3.16B =lg( W / oHlg 3.16 750=0.441(q/T)(2/3- OVO2/3W)=0.441(1/303)(2/321.75 4112/3-71

8、.18 18 )Q = -0.34B Q =lg( Sw/ so)0. 5 00. 3 4 Sg C so/ sw/ - so =1.45(1)：SWSO(2)联立式(1)得：;SW =0.59 ;SO =41二 m4 =0.59 71.180.250.41 21.750.25二 m =46mN/m 水的物性数据查化工原理上册教材附录，采用内差法 甲醇、乙醇、丙酮的物性数据查上册教材附录 密度见p272有机液体的相对密度共线图表面张力见p274有机液体表面张力共线图 液体粘度见p276液体粘度共线图 液体比热容见p278液体比热容共线图 气体粘度见见p284气体粘度共线图 气体比热容见p286

9、气体比热容共线图 液体汽化热见p280液体汽化热共线图6塔效率的计算塔效率：E 0.49_jl）-245 OConnel公式（适用于非碳氢物系如甲醇-水物系，丙酮-水物系）丙酮-水 精馏段Et = 0.49（:l）皿5式中：a精馏段平均温度下的相对挥发度；ml精馏段平均温度下的液相粘度，mPa.s以乙醇-水体系为例:精馏段平均温度 82.79C, xA =0.2294, yA =0.5422，查有机液体粘度共线图82.79C下醇的粘度为,查教材附录水的粘度为。Ya/XayB /xb0.5422/0.22940.4578/0.7706-3.98叽二 x 叫=0.433 0.2294 0.3439

10、 （1 - 0.2294） = 0.3643mPa.s提馏段Et =0.49（:严5式中：a提馏段平均温度下的相对挥发度；ml提馏段平均温度下的液相粘度，mPa.s7计算实际塔板数全塔效率：Et = 0.49（二亠）.OConnel公式（适用于非碳氢物系）式中：a塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； m塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPa.s精馏段0.245Et = 0.49（：l）式中：a精馏段平均温度下的相对挥发度；ml精馏段平均温度下的液相粘度，mPa.s叫）精二nEt注意：要圆整塔板数提馏段Et = 0.49（：l）.245式中：a提馏段平均温度下的相对挥发度；ml提馏段平均温度下的液

11、相粘度，mPa.s叫）提NsEt注意：要圆整塔板数全塔所需塔板数：Np =（Np）精（Np）提全塔效率：Et =(Nt -1)/ Np8冷凝器的热负荷冷凝器的热负荷QC = V （I DV - Idl）待求量：进料温度tF、塔顶上升蒸汽温度 tDV（与XD对应的露点温度）、回流温度tDL（与XD对应的泡点 温度）。物性数据： 各组分在平均温度下的液相热容、气相热容或汽化热。 各组分的热容方程常数女口 Cp = A BT CT2 DT31 _T 由沃森公式计算汽化热，hV2HV1（空）.381 -Tn9估算塔径（1）板间距的初选板间距Nt的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、

12、操作弹性及塔的安装检 修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装 检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价 增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距 过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发 泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合 经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。

13、表1塔板间距与塔径的关系塔径/D, m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距/Ht, mm200300250350300450350600400 600化工生产中常用板间距为：200, 250, 300, 350, 400，450，500, 600, 700, 800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。(2) 估算塔径D =、4Vs/二 uPL - Pg 0 5U = (0.6 0.8)UmaxUmax=C(7厂Gc=C20（訥QE Ht -h）讣0.5（）式中：C操作物系的负荷因子

14、；CL操作物系的液体表面张力，mN/m ; Ht板间距；M-板上液层高度。注意：（1）板上液层高度和塔板间距由设计者选定。对常压塔一般取为0.050.08m，对减压塔一般取为0.0250.03m。 一定要按压力容器标准圆整塔径。目前，塔的直径已标准化。所求得的塔径应圆整到 标准值。塔径在1m以下者，标准化先按 100mm增值变化；塔径在 1m以上者，按200mm增值变化，即 1000mm、1200mm、1400mm、1600mm等。圆整时，D1m间隔为100mm必要时 D1m间隔为 200mm必要时 D 6mm，低于此值应采用齿形堰。堰上液层高度太大t增大塔板压降及液沫夹带量，how 6070

15、mm时改用双溢流堰。hL - hW hoW式中：h板上清液层咼度 ，m; how堰上液层咼度，mhW = hL _ hoW对平直堰：how -2.84 10-E(Lh/lw)2/3式中：E 液流收缩系数，根据设计经验可取1。hw 的确定：0.05-how - hw _ 0.1-how在工业塔中，hw 一般为0.040.05m ;减压塔为 0.0150.025m ;加压塔为 0.040.08m，般不宜超过 0.1m。b. 降液管(以弓形降液管为例进行讨论 )1) 降液管的宽度 Wd及截面积 Af 2Wd / D 二f (lW/D)二WdAf/ At二f(lW/D)二 AfAT= 0. 78C5校

16、核：原因：为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间，实践证明，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡物系，停留时间应更长一些。HTAf方法：_35Lmax式中：Lmax液体流量上限，m3/s； Ht板间距，m； Af降液管截面积，m2。注意：液相负荷上限与气相流量无关；若校核不能满足要求，应调整降液管尺寸或板间距，直至满足要求为止。2) 降液管底隙高度 ho降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离。必须满足h。空hw，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于 6mm，即ho =h w -0.006ho也可按下式计算：ho Ls/(lwUo

17、)根据经验，一般取u=0.070.25m/s。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。注意：若按推荐的最小底隙流速仍不能满足ho 2025mm，若hw-ho 0.006m也可以。c. 受液盘受液盘有平受液盘和凹受形液盘两种形式。平受液盘：一般需在塔板上设进口堰，但进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。 凹形受液盘：既可在低液量时形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的50mm以上，有侧线采出时抽出。对于0 600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。凹形受液盘的深度一般在 宜取深些。凹形受液盘不适于易聚合及有悬浮固体的

18、情况，因易造成死角而堵塞。II.塔板设计（以筛板为例）塔板布置（无效区）。Aa表示。对开孔区 上图虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以 单溢流型塔板，开孔区面积按下式计算：22 二 R-1 xA =2（x R -xsin ）180 R式中：x = D - （Wd Ws）, m； R = - WC , m； sin 为以角度表示的反正弦函数。22R溢流区 溢流区为降液管及受液盘所占的区域，其中降液管所占面积以Af表示，受液盘所占面积以Af表示。安定区 开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称为 破沫区。溢流堰前安定区（出口安定区）:宽度为Ws,其作用是在液体进入降

19、液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管。进口堰后的安定区（入口安定区）：其宽度为 Ws,其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。进口堰后的安定区（入口安定区）宽度 W5 0 10 0 mm溢流堰前安定区（出口安定区）宽度 Ws=70100 m m对小直径的塔(D S不锈钢塔板：厚度 S =22.5mm且do (1.52) S孔中心距 相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。一般t=(2.55)do。t/do过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。推荐t=(34)do。筛孔的排列与筛孔数筛孔按正三角形排

20、列。按正三角形排列时，筛孔数目的计算式为：2n -1.155Aa/t式中：Aa鼓泡区面积，m2; t筛孔的中心距，m。开孔率Ao 100%Aa当按正三角形排列时二A 100% 0.907?)Aat提醒：按上述方法求筛孔直径 do、筛孔数目n后，还需通过流体力学性能验算，检验是否合理，若不 合理需进行调整。11筛板的流体力学性能验算塔板流体体力学验算的目的在于检验初步设计的塔板计算是否合理，塔板能束正常操作。验算内容有:塔板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛等。(1)塔板压降气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这 些阻力即形成了筛板的压降。卩

21、p = ighphp = hChl h.-式中：hC与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；hl 与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；(I) 干板阻力 按经验公式估算uo 2 CgA 2he =0.051(扌)(-)1-( o)CoLAa式中：uo气体通过筛孔的速度，m/s; Co流量系数，Co=f(do/ S )。(II) 气体通过液层的阻力hi hi. (hw how)3充气系数，反映板上液层的充气程度。3 =f(F 0)，通常可取0.50.6UaS(单溢流板)AT _ Af(III) 液体表面张力的阻力;gdo检验：Pp应小于设计允许值(2) 液面落差流体横向流过塔板

22、时，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮阀等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D 2000mm的筛板，需要考虑液面落差的影响。(3) 液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本 稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量eV=0.1kg液/kg气。确定方法：亨特关联图或亨特关联式(占3.2LHt hfhf =2.5hL =2.5(hwhow) =2.5(hw 2.84 lOEJ 几)2/3)式中：U

23、a 按气体实际通过面积计算的气速(Un二Vs/(At -Af) ； Ht板间距；hf泡沫层高度.(4)漏液当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时， 便会发生漏液现象。根据经验, 当漏液量小于塔内液流量的 10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的 10%时的气速称为漏 液点气速，它是塔板操作气速的下限，以 uo,min表示。uo,min的计算方法： u,min4. O(0. 0 056一h.-1 盯l=G/ hL30mm 或 d0 1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450mm600mm，其伸出塔体的筒体长为 20

24、0250mm ,人孔中心距操作平台约8001200mm。设人孔处的板间距应等于或大于 600mm。 支座（查化工设备设计手册） 封头（查化工设备设计手册或常用化工单元设备设计） 塔咼计算式为：H =（n -nF -np -1）Ht nF Hf nphp Hd Hb H, H2式中：H塔高，m； n实际塔板数；nF进料板数； Hf进料板处板间距 ，m； np人孔数；Hp设人孔处板间距 ，m； Hb 塔底空间高度，m； Hd塔顶空间高度，m； H,封头高度，m； H? 裙座高度。II.塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整形块式和分块式两类塔板塔径小于800mm时，一般采用整块式；塔径超过800mm

25、时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内。塔板分块方法参见文献。13附属设备精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏釜）、原料预热器、原料罐、回流罐、产品罐、输送物料的泵等，可根据有关教材或化工手册进行选型与设计。I. 冷凝器冷凝器常采用管壳式换热器，一般为卧式过程冷凝较好。冷凝器：根据当地气候条件确定冷却水的温度，选择冷却水的出口温度t计算对数平均推动力t根据冷热流体的流动通道和种类选择总传热系数tA二QC /K AtmII. 蒸馏釜塔釜的装料系数依物系起泡倾向取为60%80%。釜液所占高度的计算：依据釜液流量、釜液的停留时间、塔径计算。例：釜液体积流量为Ls m3/s,塔径为D m,停留时间为t min料液在釜内的停留时间 15min，装填系数取0.5，塔釜径D/塔高h=2:1塔釜液量LW = Ls 1 5 6 0nd2兀d2兀