設計題目:分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔
在一常壓操作的連續精餾塔內分離苯-甲苯混合液。已知原料液的處理量為4000kg/h，組成為0.41(苯的質量分率)，要求塔頂餾出液的組成為0.
96，塔底釜液的組成為0.01。
設計條件如下：
表3-18
試根據上述工藝條件作出篩板塔的設計計算。
3.5.2 設計計算
1 設計方案的確定
本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對於二元混合物的分離，應採用連續精餾流程。設計中採用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點後送人精餾塔內。
塔頂上公升蒸氣採用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其餘部分經產品冷卻器冷卻後送至儲罐。該物系屬易分離物係，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻後送至儲罐。
2 精餾塔的物料衡算
(1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率
苯的摩爾質量
甲苯的摩爾質量
（2）原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量
（3）物料衡算
原料處理量
總物料衡算 46.61＝d＋w
苯物料衡算 46.61×0.45＝0.966d＋0.012 w
聯立解得 d＝21.40 kmol／h
w=25.21kmol／h
3 塔板數的確定
（1）理論板層數nt的求取
苯一甲苯屬理想物係，可採用**法求理論板層數。
①由手冊查得苯一甲苯物係的氣液平衡資料，繪出x~y圖，見圖3-22。
②求最小回流比及操作回流比。
採用作圖法求最小回流比。在圖3-19中對角線上，自點e（0.45，0.45）作垂線ef即為進料線(q線)，該線與平衡線的交點座標為
yq＝0.667 xq＝0.450
故最小回流比為
取操作回流比為
③求精餾塔的氣、液相負荷
圖3-22 **法求理論板層數
④求操作線方程
精餾段操作線方程為
提餾段操作線方程為
⑤**法求理論板層數
採用**法求理論板層數，如圖3-22所示。求解結果為
總理論板層數nt＝12．5（包括再沸器）
進料板位置nf＝6
（2）實際板層數的求取
精餾段實際板層數5/0.52＝9.6≈10,
提餾段實際板層數6.5/0.52=12.5≈13
4 精餾塔的工藝條件及有關物性資料的計算
以精餾段為例進行計算。
（1）操作壓力計算
塔頂操作壓力 pd＝101.3＋4= 105.3 kpa
每層塔板壓降 △p＝0.7 kpa
進料板壓力 pf ＝105.3＋0.7×10＝112.3kpa
精餾段平均壓力 p m ＝（105.3＋112.3）／2＝108.8 kpa
（2）操作溫度計算
依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由
安托尼方程計算，計算過程略。計算結果如下：
塔頂溫度 td＝82.1℃
進料板溫度 tf＝99.5℃
精餾段平均溫度 tm＝（ = 90.8℃
（3）平均摩爾質量計算
塔頂平均摩爾質量計算
由xd=y1=0.966,查平衡曲線（見圖3-22），得x1=0.916
進料板平均摩爾質量計算
由**理論板（見圖3-22，得yf＝0.604
查平衡曲線（見圖3-22），得xf＝0.388
精餾段平均摩爾質量
（4）平均密度計算 ①氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，即
②液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即
塔頂液相平均密度的計算由td＝82.1℃，查手冊得
進料板液相平均密度的計算
由tf＝99.5℃，查手冊得
進料板液相的質量分率
精餾段液相平均密度為
ρlm=（812.5+791.6）/2=802.1 kg/m3
(5) 液體平均表面張力計算
液相平均表面張力依下式計算，即
塔頂液相平均表面張力的計算
由 td＝82.1℃，查手冊得
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
進料板液相平均表面張力的計算
由tf＝99.5℃，查手冊得
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
精餾段液相平均表面張力為
σlm=（21.25+19.57）/2=20.41 mn/m
(6) 液體平均粘度計算
液相平均粘度依下式計算，即
lgμlm=σxilgμi
塔頂液相平均粘度的計算
由td＝82.1℃，查手冊得
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
進料板液相平均粘度的計算
由tf＝99.5℃，查手冊得
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
精餾段液相平均粘度為
μlm=(0.302+0.261)/2=0.282 mpa·s
5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算
(1) 塔徑的計算
精餾段的氣、液相體積流率為
由umax = c·
式中c由式3-5計算，其中的c20由圖3-2查取，圖的橫座標為
取板間距ht=0.40m，板上液層高度hl＝0.06m，則
ht-hl＝0.4-0.06 ＝0.34 m
查圖3-2得c20=0.072
c＝0.072·
umax = c·(m/s)
取安全係數為0.7，則空塔氣速為
u = 0.7×umax＝0.7×1.196＝0.837 m/s
d = m
按標準塔徑圓整後為d＝1.0m
塔截面積為
at=0.785d2=0.785×1.02=0.785m2
u=vs/at=0.621/0.785=0.791m/s
(2) 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
z精=( n精-1)ht=(10-1) ×0.4=3.6 m
提餾段有效高度為
z提=( n提-1)ht=(15-1) ×0.4=5.6 m
在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m
故精餾塔的有效高度為 z= z精+ z提+0.8=3.6+5.6+0.8=10m
6 塔板主要工藝尺寸的計算
(1) 溢流裝置計算
因塔徑d＝1.0m，可選用單溢流弓形降液管，採用凹形受液盤。各項計算如下：
①堰長lw
取②溢流堰高度hw
由選用平直堰，堰上液層高度how由式3-7計算，即
近似取e＝1,則
取板上清液層高度 hl＝60 mm
故③弓形降液管寬度wd和截面積af
由，查圖3-10，得
依式3-13驗算液體在降液管中停留時間，即
>5s故降液管設計合理。
④降液管底隙高度h0
取降液管底隙的流速，則
>0.006m
故降液管底隙高度設計合理。
選用凹形受液盤，深度=50mm。
(2) 塔板布置
①塔板的分塊
因d≥800mm，故塔板採用分塊式。查表3-7得，塔極分為3塊。
②邊緣區寬度確定
取ws= =0.065 m ,wc=0.035 m
③開孔區面積計算
開孔區面積aa按式3-16計算，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篩孔計算及其排列
本例所處理的物係無腐蝕性，可選用 δ＝3 mm碳鋼板，取篩孔直徑 d0＝5 mm。
篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為
t＝3d0＝3 × 5＝15mm
篩孔數目n為
開孔率為
φ = a0 /a a = 0.907 /(t/d0)2 = 10.1%
氣體通過篩孔的氣速為
篩孔氣速 u 0 =vs / a 0 =0.621/(0.101 × 0.532)=11.56m/s
7 篩板的流體力學驗算
(1) 塔板壓降 ①乾板阻力hc計算乾板阻力hc由式3-26 計算，即
由d0／δ＝5／3＝1.67，查圖3-14得，c0＝0.772
故②氣體通過液層的阻力hl計算
氣體通過液層的阻力hl由式3-31計算，即
查圖3-15，得β=0.61。
故③液體表面張力的阻力hσ計算
液體表面張力所產生的阻力hσ由式3-34計算，即
氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即
氣體通過每層塔板的壓降為
<0.7 kpa (設計允許值)
(2) 液面落差
對於篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。
(3) 液沫夾帶
液沫夾帶量由式3-36計算，即
kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣
故在本設計中液沫夾帶量ev在允許範圍內。
(4) 漏液
對篩板塔，漏液點氣速u0,max可由式3-38計算，
實際孔速u0＝11.56 m/s＞u0,min
穩定係數為k=uo/u0,min=11.56/5.985=1.93>1.5
故在本設計中無明顯漏液。
(5) 液泛
為防止塔內發生液泛，降液管內液層高hd應服從式3-46的關係，即
hd≤φ(ht+hw)
苯一甲苯物係屬一般物係，取φ＝0.5，則
φ(ht+hw)=0.5(0.40+0.047)=0.224
而 hd=hp+hl+hd
板上不設進口堰，hd可由式3-44計算，即 hd=0.153(u0／)2=0.153(0.08)2=0.001 m液柱
hd=0.08+0.06+0.001=0.141 m液柱 hd≤φ(ht+hw),故在本設計中不會發生液泛現象。
8 塔板負荷效能圖
(1) 漏液線
由 ，得整理得
在操作範圍內，任取幾個ls值，依上式計算出vs值，計算結果列於表3-19。
表3-19
由上表資料即可作出漏液線l。
(2) 液沫夾帶線
以 ev＝0.1kg液/kg氣為限，求 vs-ls關係如下：
由 在操作範圍內，任取幾個ls值，依上式計算出vs值，計算結果列於表3-20。
表3-20
由上表資料即可作出液沫夾帶線2。
(3) 液相負荷下限線
對於平直堰，取堰上液層高度how＝0.006m作為最小液體負荷標準。由式3-21得
據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。
(4) 液相負荷上限線
以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限
據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。
(5) 液泛線 令 由
聯立得忽略hσ，將how與ls，hd與ls，hc與vs的關係式代人上式，並整理得
式中：將有關的資料代入整理，得
在操作範圍內，任取幾個ls值，依上式計算出vs值，計算結果列於表3-22。
表3-22
由上表資料即可作出液泛線5。
根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷效能圖，如圖5-20所示。
圖3-23 精餾段篩板負荷效能圖
在負荷效能圖上，作出操作點a，連線oa，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖3-23查得
vs,max=1.075 m3/s vs,min=0.317 m3/s
故操作彈性為 vs,max / vs,min=3.391
所設計篩板的主要結果彙總於表3-23。
表3-23 篩板塔設計計算結果
化工原理課程設計
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