精馏塔工艺工艺设计计算

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精彩文档 第三章 精馏塔工艺设计计算

塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。

本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。

3.1 设计依据[6]

3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式

（1） 塔的有效高度

TTTHENZ)1( （3-1）

式中 Z –––––板式塔的有效高度，m；

NT –––––塔内所需要的理论板层数；

ET –––––总板效率；

HT –––––塔板间距，m。

（2） 塔径的计算

uVDS4 （3-2）

式中 D –––––塔径，m；

VS –––––气体体积流量，m3/s

u –––––空塔气速，m/s

u =（0.6~0.8）umax （3-3）

VVLCumax （3-4）

式中 L–––––液相密度，kg/m3 实用标准文案

精彩文档 V–––––气相密度，kg/m3

C –––––负荷因子，m/s

2.02020LCC （3-5）

式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s

L–––––操作物系的液体表面张力，mN/m

3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式

(1) 溢流装置设计

WOWLhhh (3-6)

式中 Lh–––––板上清液层高度，m；

OWh–––––堰上液层高度，m。

32100084.2WhOWlLEh （3-7）

式中 hL–––––塔内液体流量，m；

E –––––液流收缩系数，取E=1。

hTfLHA3600≥3~5 (3-8)

006.00Whh (3-9)

'360000ulLhWh (3-10)

式中 u0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s。

(2) 踏板设计

开孔区面积aA：

rxrxrxAa1222sin1802 （3-11） 实用标准文案

精彩文档 式中 sdWWDx2

cWDr2

开孔数n：

2155.1tAna (3-12)

式中 aA–––––鼓泡区面积，m2；

t–––––筛孔的中心距离，m。

200907.0tdAAa (3-13)

3.1.3 筛板流体力学验算

（1） 塔板压降

ghPLPP (3-14)

hhhhlcP (3-15)

式中 ch–––––与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；

lh–––––与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；

h–––––与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。

LVccuh200051.0 (3-16)

式中 0h–––––气体通过筛孔的速率，m/s；

0c–––––流量系数。

OWWLlhhhh (3-17)

fTsaAAVu (3-18)

VauF0 (3-19)

式中 0F–––––气相动能因子，2121mskg 实用标准文案

精彩文档 au–––––通过有效传质区的气速，m/s；

TA–––––塔截面积，m2。

04gdhLL (3-20)

（2） 液沫夹带

2.36107.5fTaLVhHue (3-21)

式中 Ve–––––液沫夹带量，kg液体/kg气体；

fh–––––塔板上鼓泡层高度，m。

（3） 漏液

VLLhhCu13.00056.04.40min,0 (3-22)

min,00uuK (3-23)

式中 K–––––稳定系数，无因次。K值的适宜范围是1.5~2。

（4） 液泛

dLPdhhhH （3-24）

式中 dH–––––降液管中清液层高度，m液柱；

dh–––––与液体流过降液管的压降相当的液柱高度。

2030'153.0153.0uhlLhWsd （3-25）

式中 u0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s。

WTdhHH （3-26）

式中 –––––安全系数，对易发泡物系，=0.3~0.5。

3.2 设计计算

3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

由Aspen模拟结果知全塔的气相、液相平均物性参数如表3-1。 实用标准文案

精彩文档 表3-1 物性参数表

项目 流量（m3/s） 密度（kg/m3）

粘度mN/m

气体 2.4604 3.685

液体 0.0197 832.427 17.675

1. 塔径的计算

查5-1史密斯关联图[6]，图的横坐标为：

1203.0685.3427.8324604.236000197.036002121VLLLVh

取塔板间距HT=0.50m，板上液层高度Lh=0.08m，则

LThH =0.50-0.006=0.42m

查图[6]5-1的C20=0.09，由式3-5得：

0878.020675.179.0202.02.020LCC

由式3-4得：

32.1685.3685.3427.8320878.0maxVVLCu（m/s）

取安全系数[6]为0.7，由式3-3得空塔气速为：

u=0.7umax=0.7×1.32=0.924（ m/s）

由式3-2得塔径为：

84.1924.014.34604.244uVDS（m）

按标准塔径圆整后为： D=2.000m

塔截面积为： 14.34414.342DAT（m2）

实际空塔气速为： 784.014.34604.2TSAVu（m/s）

2. 精馏塔有效高度的计算

Aspen模拟结果NT=20，由式3-1得有效塔高为：

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精彩文档 5.195.015.020)1(TTTHENZ（m）

3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算

1. 溢流装置的计算

因塔径D=2.0 m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘[6]。各项计算如下：

（1） 堰长Wl

4.10.27.07.0DlW（m）

（2） 溢流堰高度Wh

由式3-7得堰上液层高度OWh为：

039.04.136000197.0110004.2810004.283232WhOWlLEh（m）

由式3-6得溢流堰高度为：

041.0039.008.0OWLWhhh（m）

（3） 弓形降液管宽度Wd和截面积fA

由Dlw=0.7，查图[6]5-7 弓形降液管的参数图得：

088.0TfAA 15.0DWd

2763.014.3088.0088.0TfAA （m2）

30.0215.015.0DWd（m）

依式3-8验算液体在降液管中的停留时间，即

01.736000197.05.02763.036003600hTfLHA（s）＞5（s）

故降液管设计合理。

（4） 降液管底隙高度0h

由式3-10得降液管底隙高度0h为：

035.04.04.136000197.03600'360000ulLhWh（m） 实用标准文案

精彩文档 由式3-9得：

006.0035.0041.00hhW（m）

故降液管底隙高度设计合理。

2. 塔板布置

（1） 塔板的分块

因D≥800mm，故塔板采用分块式。查[6]表5-3得，塔板分为5块。

（2） 边缘区宽度确定

取Ws=Ws′=0.08m，Wc=0.05m。

（3） 开孔区面积计算

由式3-11可算得开孔区面积如下：

62.008.03.020.22sdWWDx（m）

95.005.020.22cWDr（m）