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筛板萃取塔设计计算

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3 筛板塔设计示例

3 筛板塔设计示例


【设计计算】 （一）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、塔板布置
（七）筛的流体力学验算 1、塔板压降 （1)干板阻力hC计算
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
4、漏液
5．液泛
（八）塔板负荷性能图 1、漏液线
2、液沫夹带线
由上表数据即可作出液沫夹带线2。 3、液相负荷下限线
（二）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
2、原料液及塔顶、塔底产品的平均 摩尔质量
3、物料衡算
（三）塔板数的确定
1、理论板层数NT的求取
2、实际板层数的求取
（四）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
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：
4、液相负荷上限线
5、液泛线
在负荷性能图上，作出操作点，连接OA， 即作出操作线。由图可看出，该筛板的 操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。 由图5-20查得
二精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率1操作压力计算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
苯―甲苯精馏分离板式塔设计

苯―甲苯精馏分离板式塔设计

板式精馏塔设计任务书设计者：班级学号：指导老师：日期：一、设计题目：苯―甲苯精馏分离板式塔设计设计一座苯―氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯28000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%，原料液中含氯苯30%（以上均为质量分数）二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（氯苯）20000吨/年塔顶馏出液含氯苯≤2%塔顶馏出液含苯%≥98塔底釜残液含氯苯%≥998.塔底釜残液含苯%≤2.0产品纯度99.8%操作周期7200小时/年进料组成50%塔效率60%2、操作条件操作压力常压（表压）进料热状态泡点进料回流比 2塔底加热蒸气压力0.5MP（表压）单板压降：≤0.7 kPa3、塔板类型筛板4、工作日每年300天每天24小时连续运行5、厂址三、设计内容：1、精馏塔的物料衡算；2、塔板数的确定；3、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4、精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5、塔板主要工艺尺寸的计算；6、塔板的流体力学验算；7、塔板负荷性能图；8、精馏塔接管尺寸计算；9、绘制生产工艺流程图；10、绘制精馏塔设计条件图；11、绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12、对设计过程的评述和有关问题的讨论。

四、设计基础数据其他物性数据可查相关手册目录1.精馏塔的概述 (4)1.1塔设备的类型 (4)1.2塔设备的性能指标 (4)1.3 板式塔与填料塔的比较 (5)1.4精馏原理 (5)2．设计标准 (6)3.设计方案的分析和拟订 (6)4.各部分结构尺寸的确定和设计计算 (6)4.1.设计方案的确定 (6)4.2.精馏塔的物料衡算 (8)4.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (9)4.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9)4.2.3物料衡算 (9)4.3.塔板数的确定 (10)4.3.1理论板层数NT的求解 (10)4.3.2实际板层数的求取 (12)4.4.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)4.4.1 精馏段操作压力计算 (12)4.4.2提馏段操作压力的计算 (12)4.4.3操作温度计算 (13)4.4.4平均摩尔质量计算 (13)4.4.5平均密度的计算 (14)4.4.6液体平均表面张力计算 (15)4.4.7液体平均黏度的计算 (16)4.5.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (16)4.5.1.塔径的计算 (16)4.5.2精馏塔有效高度的计算 (18)4.6.塔板主要工艺尺寸的计算 (18)4.6.1溢流装置计算 (18)4.6.2塔板布置 (19)4.7.筛板的流体力学验算 (21)4.7.1塔板压降 (21)4.7.2液面落差 (22)4.7.3液沫夹带 (22)4.7.4液漏 (22)4.7.5.液泛 (23)4.8.塔板负荷性能图 (23)4.8.1漏液线 (23)4.8.2液沫夹带线 (24)4.8.3液相负荷下限线 (25)4.8.4液相负荷上限线 (25)4.8.5液泛线 (25)五、设计小结 (28)六、参考资料 (29)设计说明书一、精馏塔的概述1.1塔设备的类型设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。

ZST振动筛板萃取塔

ZST振动筛板萃取塔

液－液萃取实验一、实验目的1．了解液-液萃取设备的结构和特点； 2．掌握液-液萃取塔的操作；3．掌握传质单元高度的测量方法，并分析外加能量对液－液萃取塔传质单元高度和通量的影响。

二、实验原理液液相传质和气液相传质均属于相间传质过程。

因此这两类传质过程具有相似之处，但也有相当差别。

在液液系统中，两相间的重量差较小，界面张力也不大，所以从过程进行的流体力学条件看，在液液相的接触过程中，能用于强化过程的惯性力不大，同时已分散的两相，分层分离能力也不高。

因此，对于气液接触效率较高的设备，用于液液接触就显的效率不高。

为了提高液液相传质设备的效率，常常补给能量，如搅拌、脉动、振动等。

为使两相逆流和两相分离，需要分层段，以保证有足够的停留时间，让分散的液相凝聚，实现两相的分离。

在液－液萃取塔的操作过程中，首先要确定哪一相作为分散相，本装置选用煤油（苯甲酸）－水系统，以水作为萃取剂，萃取煤油中的苯甲酸，根据分散相选择的原则选煤油作为分散相为宜，液液的分散借助往复振动的筛板，液滴尺寸的大小不仅关系到相际接触面积，而且影响传质系数和塔的流通量，较小的液滴，其内循环消失，液滴的行为趋势于固体球，传质系数下降，对传质不利。

所以，液滴尺寸对传质的影响必须同时考虑这两方面的因素。

此外，萃取塔内连续相所允许的极限速度（泛点速度）与液滴的运动速度有关，而液滴的运动速度与液滴的尺寸有关，一般较大的液滴，其泛点速度较高。

那么塔的通量较大。

反之则通量较低。

萃取过程一般采用传质单元数和传质单元高度来处理，用传质单元数来表示过程分离程度的难易，用传质单元高度来表示设备传质性能的好坏。

H=H OR ·N ORN OR ：萃取相为基准的总传质单元数。

H OR ：萃余相为基准的总传质单元高度。

H ：萃取塔的有效接触高度。

)(*-∙∙=X X X dX X N R f ORX ：萃余相中溶解溶质的浓度，以质量分数来表示：X*：与相应萃余相浓度成平衡的萃取相中的溶质的浓度质量分率。

[宝典]筛板塔塔板主要工艺尺寸的计算

[宝典]筛板塔塔板主要工艺尺寸的计算

（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置的计算因塔径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wl取l w =0.66D =0.66×1.6=1.056m(2)溢流堰高度 w h由w h =L h -owh选用平直堰，堰上高度ow h 由式ow h =3/2)(100084.2wh l L E 计算，近似取E=1，则ow h =3/2)(100084.2wh l L E =3/2)056.136000097.0(1100084.2⨯⨯⨯=0.029m取板上清液层高度 L h =60mm故w h =0.06-0.029=0.031m(3)弓形降液管宽度d W 和截面积fA由Dl w=0.66查图“弓形降液管的参数”，得tf A A =0.0722DW d=0.124故f A =0.0722⨯2.011=0.1452md W =0.124D=0.124⨯1.6=0.198m依式θ=33600≥hTf L H A ~5验算液体在降液管中停留时间，即θ=hTf L H A 3600=36000097.06.0145.03600⨯⨯⨯=8.97>5s故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度0h0h ='3600u l L w h取'u =0.02D m /s则0h =25.0056.1360036000097.0⨯⨯⨯=0.037m由于w h <0h ，所以应取'w h >0h 以保证液体由降液管流出时不受到很大阻力。

选用凹形受液盘，深度'w h =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“塔板分块数”，塔板分块为4块。

（2） 边缘区宽度确定取a W =s W =0.065m ，c W =0.035m（3） 开孔区面积计算开孔区面积按式a A =)sin 180(21222rxr x r x -+-π其中mW D r m W W D x c s d 465.0035.026.12537.0)065.0198.0(26.1)(2=-=-==+-=+-=故a A =21222496.1765.0537.0sin 180765.0537.0765.0537.0(2m =⨯+--π（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用mm 3=δ碳钢板，取筛孔直径mm d 50=。

萃取塔主要尺寸计算

萃取塔主要尺寸计算

萃取塔主要尺寸计算（1）萃取设备类型及构造1.混合澄清器（单级萃取器）2.脉冲筛板萃板塔P2473.转盘萃取塔（2）萃取塔主要尺寸计算Ⅰ塔径——根据操作速度——单位时间内通过单位传质面积的体积流量m3/m2·h来确定。

塔高依塔型不同而异，与塔板数有关。

塔径计算举例。

用重苯萃取含酚废水。

废水流量Q=8m3/h含酚浓度Cs=3000mg/L；萃余液Cs′=3000mg/L重苯流量q=7.5m3/h 废水密度ρs =1T/m3Cc=900mg/L 重苯密度ρc=0.9T/m3液相在分离室停留时间20分钟。

Ⅱ塔身（1）直径单位传质总面积A＝F＋f|u|=|u1|+|u2|绝对值表示速度永远是正，不管是逆流与顺流。

F——连续相过水断面面积（废水）m2f——分散相过水断面面积（萃取剂）m2u1·Q——连续相设计流速与流量u2 ——分散相设计流速（m/h）q ——分散相设计流速(m3/h )u ——液泛流速废水相与分散相流速之和。

计算步聚当Q≈q，由u=u1+u2 u1=u-u2设u1＝au（代入上式中）可得：当a＝即为最小塔身直径（此时D最小）这时将给定参数代入上式，即可求出D＝0.92（m），取D＝0.9（m）（2）塔身高H1萃取段高度H1H1＝（n－1）h＋500（mm）h——筛板间距，n——筛板块数；500——安装布水器的空间高度，mm根据实验研究h采用200（mm），n 采用前面计算：20＋6（保险系数）∴H1＝（26－1）×200＋500＝5500（mm）。

2.塔底和塔顶分离室的计算此处V—萃取流速＝5（m/h）（1.4mm/S＝5m/h）H2＝Vt×＝1.67（m）取≈1.5（m）t＝20——液相在分离式停留20分H2计算V＝1.4（mm/S）＝5（m/h）(m) H2＝Vt（流量×时间＝容积）分离塔容积＝废水水量与前面求得H2＝1.67相近。

但不如上面精确∴塔总高H＝H1＋2H2＝5.5＋2×1.5＝8.5（m）。

筛板塔的设计

筛板塔的设计

力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响．据有关资
料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例．因此，塔设备
的设计和研究，受到化工
炼油等行业的极大重视。
精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、实
际塔板数、工艺参数的选定泡点进料、泡点回流、设备的结构设计和工艺尺寸的
它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀
塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；塔板效率较高，
比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低
30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子
的料液；操作弹性较小（约2～3）。
1.2.5相对挥发度.......................................................................9
1.3精馏塔理论塔板及有关数据计算........................................9
1.3.1精馏段操作数据计算.....................................................10
根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔．筛板塔是很早出现的一种板式
2.1漏液线.........................................18
2.1.1精馏段漏液线方程.............................18
2.1.2提留段漏液线方程.............................18
2.2液沫夹带线.....................................19
筛板萃取塔设计计算

筛板萃取塔设计计算


当Φ＞6时，应用Laddha等的考虑液滴内循环和分子扩散相结合的模型
②计算滴外分传质系数kc时
kd 0.023us Scd 0.5
Shc 0.698Scc0.4 Rec0.5 1d
Rec

d
pus
c
/
c
kc Shc Dc / d p
Tianjin University
况。无界面张力σ参数。
一、填料萃取塔设计计算
液泛速度的计算 ucf 、udf
②直接计算法（经验关联式）
Crawford-Wilke法（1951）
实验体系有汽油-水、四氯化碳-水、MIK-水等， 体系界面张力8.9~44.8N/m 所用填料12.7mm~38mm的石墨或陶瓷的拉西环和鲍尔鞍等， 填料空隙率为0.5~0.74。 Kummar-Hartland法（1989）
一、填料萃取塔设计计算
液滴平均直径dvs
Seibert法
dp =0.92

g
0.5


u 0d
ud

《化工手册》对标准的工业填料，液液萃取
临界填料尺寸dFC，填料的直径大于dFC时
0.5
d FC
=2.42

g

Laddha法
d3，2
=1.15
有效填料层高度HT=HTUoxpNoxp
Tianjin University
一、填料萃取塔设计计算
分散相连续相的选择 ①选择体积流率大的一相作为分散相 ②选择不易润湿填料表面的液相作为分散相 ③选择溶解吸收溶质能力强的为分散相
水相
油相
水—醋酸—仲丁酯
连续相
分散相
筛板塔设计

筛板塔设计

1.进料F=6kmol/h q=0 X f=0.452.压力：p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPa3.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水4.要求：X d=0.88 X w=0.015.选定R/R m i n=1.6目录一、总体设计计算------------------------------------------1.1气液平衡数据----------------------------------------1.2物料衡算--------------------------------------------1.3操作线及塔板计算-----------------------------------1.4全塔E t%和N p的计算-------------------------------二、混合参数计算------------------------------------------2.1混合参数计算----------------------------------------2.2塔径计算--------------------------------------------2.3塔板详细计算----------------------------------------2.4校核-------------------------------------------------2.5负荷性能图------------------------------------------三、筛板塔数据汇总----------------------------------------3.1全塔数据--------------------------------------------3.2精馏段和提馏段的数据-------------------------------四、讨论与优化--------------------------------------------4.1讨论-------------------------------------------------4.2优化-------------------------------------------------五、辅助设备选型------------------------------------------5.1全凝器----------------------------------------------5.2泵---------------------------------------------------一、总体设计计算1.1汽液平衡数据（760mm Hg）乙醇%（mol) 温度液相X 气相Y ℃0.00 0.00 1001.90 17.00 95.57.21 38.91 89.09.66 43.75 86.712.38 47.04 85.316.61 50.89 84.123.37 54.45 82.726.08 55.80 82.332.73 58.26 81.539.65 61.22 80.750.79 65.64 79.851.98 65.99 79.757.32 68.41 79.367.63 73.85 78.7474.72 78.15 78.4189.43 89.43 78.151.2 物料衡算1.1-1已知：1.进料：F=6 kmol/h q=0 X f=0.452.压力：p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPa3.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水4.要求：X d=0.88 X w=0.015.选定：R/R m i n=1.6D=(X f-X w)/(X d-X w)×F=(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03 kmol/hW=F-D=6-3.03=2.97 kmol/h查y-x图得X d/(R m i n+1)=0.218∴R m i n=3.037 ∴R=1.6R m i n=4.859∵饱和蒸汽进料∴q=0L=RD=4.859×3.03=14.723 kmol/hV=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753 kmol/hL'=L+qF=14.723+0×6=14.723 kmol/hV'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753 kmol/h 1.3操作线及塔板计算1.精馏段操作线：Y=R×X/(R+1)+X d/(R+1)∴Y=0.829X+0.1502.提馏段操作线：Y=(L'/V')×X-(W/V')×X w∴Y=1.253X-0.000253.理论塔板的计算利用计算机制图取得理论板数N t=29.33块, 其中精馏段塔板N t1=26.85块,第27块为加料板,提馏段N t2=2.48块。

筛板萃取塔设计计算

筛板萃取塔设计计算

选择合适的筛板开孔率和 板厚，以提高传质效率和 降低压降。
液体分布器
优化液体分布器的设计， 确保液体均匀分布在筛板 上，减少流动死区。
填料支撑结构
合理设计填料支撑结构， 以减小流动阻力并提高填 料装填量。
操作条件优化
流量控制
01
根据工艺要求，调整进料、萃取剂和洗涤剂的流量，以实现最
佳的萃取效果。
压力控制
实例三：某环保工程的筛板萃取塔应用
应用场景
设计特点
考虑到环保要求，该筛板萃取塔采用全封闭式设计 ，设有独立的油水分离区和废水处理区。
该环保工程采用筛板萃取塔处理含油废水。
处理效果
经过处理，该筛板萃取塔能够将含油废水中 的油含量降低至0.5mg/L以下，达到国家排 放标准。
05
筛板萃取塔的发展趋势与展 望
THANKS
注意事项
塔径过小可能导致流体阻力过大，塔径过大则可能增加设备 成本和占地面积。
塔板数量计算
塔板数量计算公式
N = (H/h) +1，其中H为理论板高度，h为实际板高度。
考虑因素
塔板数量应满足工艺要求的分离效率和生产能力，同时要考虑到液体的流动特性和传质性能。
注意事项
塔板数量过多可能导致设备成本增加和操作复杂度提高，过少则可能无法满足分离要求。
02
保持塔内压力稳定，以减小波动对萃取过程的影响。
温度控制
03
根据萃取剂和物料的特性，选择适宜的操作温度，以提高萃取
效率和分离效果。
结构设计优化
塔高与塔径
根据工艺要求和场地限制，合理设计塔高与塔径的比例，以满足 生产能力的要求。
支撑结构
加强塔体支撑结构，以减小塔体晃动和变形，提高设备稳定性。
脉冲筛板萃取塔设计计算

脉冲筛板萃取塔设计计算

脉冲筛板萃取塔设计计算
脉冲筛板萃取塔（Packed Column Extractor）是一种常用的化工设备，主要用于分离和萃取不同组分的混合物。

在设计脉冲筛板萃取塔时，需要考虑多个因素，包括操作温度、压力、组分比例以及传质和传热效率等。

一般而言，设计脉冲筛板萃取塔需要进行以下步骤：
1. 确定工艺参数：根据具体产品的要求，确定工艺参数，比如操作温度、操作压力、混合物的组分比例等。

2. 选择填料类型：填料是脉冲筛板萃取塔中起到分离物料的关键物质，因此应根据具体情况进行选择，比如选择具有高比表面积和良好传质和传热性能的填料。

3. 计算填料量：根据塔的尺寸、填料密度以及质量平衡原理，计算所需填料量，并将填料放入塔内。

4. 计算操作条件：根据传质和传热原理，计算出所需的操作条件，包括塔顶液相浓度、塔底浓相浓度以及外部加热和冷却的温度。

5. 设计塔底液流量和塔顶气流量：根据塔的结构，设计合适的液流和气流，以确保填料表面的湿润和物料的分离效果。

6. 进行性能测试和优化：进行实际运行测试，并根据测试结果进行优化，确保脉冲筛板萃取塔的性能和效率达到预期要求。

以上是脉冲筛板萃取塔设计的基本计算步骤，需要根据具体情况进行调整和优化。

设计前应仔细了解相关的工艺和物理化学原理，确保设计方案的科学合理性和可行性。

萃取塔计算

萃取塔计算


0% ≤ x 1 ≤ 6.5% 1.3 − 112 . 0.69 3.66 5.21 0.43 3.71 5.56 0.57 0.52 0.47 0.24 0.23 0.21
DII 10 7 m2 s−1
4
2.3 纵向混合的影响不容忽视
液- 液萃取过程中两相密度小, 粘度小 , 逆流流动过程中两相流动状况比较 复杂。例如连续相在流动方向上速度分布不均匀；连续相内存在涡流漩涡, 局部 速度过大处, 可能夹带分散相液滴, 造成分散相的返混；分散相液滴群存在一定 的液滴直径分布, 大小不均匀,液滴速度分布也不均匀, 这样可能造成部分液滴 的前混等。 通常, 把导致两相流动非理想性和使两相停留时间有一分布的各种 现象统称为纵向混合。纵向混合包括返混、前混等各种混合现象。纵向混合对 萃取柱的性能产生很不利的情况, 它不仅降低了传质推动力, 而且降低了萃取 柱的处理能力。由于纵向混合 , 在两相入口处形成浓度的突然变化, 即浓度突 跃。在萃取柱内造成溶质的纵向传递, 会大大降低萃取柱内的传质推动力。 纵向混合对精馏、吸收等气液传质设备的性能也有不利的影响。但是由于液
(Dispersion model)应用比较广泛。这种模型假定, 由于纵向混合的影响, 在连续
逆流传质过程中 , 除了相际传质以外, 每一相中都还存在着从高浓端向低浓端 的传质过程。 溶质在柱高方向的传递速率和该相的浓度梯度成正比, 其比例系数 分别称为 x 相和 y 相的纵向扩散系数。这样, 萃取柱内的纵向混合用两相的纵向 扩散系数来表示。这种模型的数学描述和有代表性的近似解法的详细说明参见
-液萃取过程中两相密度差小, 粘度大, 因此纵向混合对萃取设备的不利影响更
为严重。 如果不考虑纵向混合, 在模型柱内测定的传质系数和生产装置中测定的 数据的差别将会很大。因此, 可靠地进行萃取柱的放大设计往往是很困难的。为 了发展比较可靠的考虑纵向混合的萃取塔的设计计算方法,人们对萃取柱的纵向 混合进行了大量的研究工作, 发展了多种数学模型, 如级模型、返流模型、扩散 模型、前混模型、组合模型和群体平衡模型等。近年来在萃取设备的设计计算 中 , 均已考虑纵向混合的影响 , 设计方法有了较大的改进。其中扩散模型

化工原理课程设计-筛板塔设计


T
的初估
板间距的大小与液泛和雾沫夹带有密切的关系。板距取大些，塔 可允许气流以较高的速度通过，对完成一定生产任务，塔径可较小； 反之，所需塔径就要增大些。板间距取得大，还对塔板效率、操作弹 性及安装检修有利。但板间距增大以后，会增加塔身总高度，增加金 属耗量，增加塔基、支座等的负荷，从而又会增加全塔的造价。初选 板间距时可参考下表所列的推荐值。 表 1 塔 径 D, m 板间距与塔径关系

T
0 .4 9
—塔
L

0 .2 4 5
其中：
L
顶与塔底的平均温度下的相对挥发度
—塔顶与塔底的平均温度下的液相粘度,
m pa s
Li
对于多组分的液相粘度：
Li

L


xi
—液态组分 i 的粘度,
m pa s
x
i
— 液相中组分 i 的摩尔分率
实际理论板数
N实
N理 ET
（ 1） 逐 板 法 计 算 理 论 板 数 ， 交 替 使 用 操 作 线 方 程 和 相 平 衡 关 系 。 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程：
y n 1
L L D
xn
D L D
xD
y n1
L qF L qF W
xn
W L qF W
X
w
x n 1 y n
化工原理课程设计
• 设计题目:筛板式精馏塔设计
第一部分：化工原理课程设计任务书
第二部分：设计方法
化工原理课程设计任务书
一． 设计题目：苯——甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计 二． 原始数据 年产量：25000 30000 35000 40000 45000 50000 吨 料液初温：25~35℃ 料液浓度：40% 45% 50% 55% 60%（苯质量分率） 塔顶产品浓度：97.5% 98% 98.5%（苯质量分率） 塔底釜液含甲苯量不低于 97% 98%(以质量计) 每年实际生产天数：330 天（一年中有一个月检修） 精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压） 冷却水温度：30℃ 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压) 设备型式：筛板(浮阀)塔 厂址：攀枝花地区（90kPa）

筛板塔化工设计计算一


② 过量雾沫夹带液泛 原因： ① 气相在液层中鼓泡，气泡破裂，将雾沫弹溅至上一层塔板； ② 气相运动是喷射状，将液体分散并可携带一部分液沫流动。
说明：开始发生液泛时的气速称之为液泛气速 。
说明：两种液泛互相影响和关联，其最终现象相同。
（2） 严重漏液 漏液量增大，导致塔板上难以维持正常操作所需的液面，无
塔板间距 HT，m 0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45 0.45-0.6
0.5-0.8
≥0.6
板式塔的高度为气液接触有效高度与塔顶、塔底空间高度三
部分之和。其中有效段高度：
Z=（N-NF-NP-1）HT + NFHF + NPHP + HD + HB 式中N为实际塔板数，
NF—进料板数，HT为板间距， HF—进料板处板间距， NP—人孔数，一般每隔6—8层塔板设一人孔，需经常清洗时 每隔3—4块塔板处设一人孔。人孔直径一般为450—500mm。
△/h0＜0.5
（6）塔板的负荷性能图——确定塔板的操作弹性
① 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）
规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件。
qVVh
8.81103
A
1 3.2
HT
2.5hW
7.1103 ( qVLh lW
2 ) 3
② 液相下限线
规定
how
2.84103 E
③ 降液管液泛校核
说明：若高度过大，可 减小塔板阻力或 增大塔板间距。 ④ 液体在降液管中停留时间校核
目的：避免严重的气泡夹带。 停留时间： Af Hd
VL
要求： 3 5s
说明：停留时间过小，可 增加降液管面积 或 增大塔板间距。

化工原理筛板塔设计方案

化工原理筛板塔设计方案第一部分概述一、设计题目：筛板塔设计二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计三、设计条件：1、年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨；2、产品苯含量不低于96%；3、残液中苯含量不高于1%；4、操作条件：精馏塔的塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：101.33kPa（表压）单板压降：不大于0.7kPa（表压）全塔效率：E T=52%5、设备型式：筛板塔6、设备工作日：300天/年，24h连续运行四、设计内容和要求：五、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。

操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。

塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。

并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。

为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。

产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。

且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。

以测量物流的各项参数。

见附图。

第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯-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入精馏塔内，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。

二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 M =78.11kg /mol A 甲苯的摩尔质量 M =92.13kg /mol BF 0.41/78.11X 0.4500.41/78.110.59/92.13==+ D 0.96/78.11X 0.9660.96/78.110.04/92.13==+W 0.01/78.11X 0.0120.01/78.110.99/92.13==+ 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量()0.45078.1110.45092.1385.82kg /mol F M =⨯+-⨯=()0.96678.1110.96692.1378.59kg /mol D M =⨯+-⨯= ()W M 0.01278.1110.01292.1391.96kg /mol =⨯+-⨯= 3.物料衡算原料处理量33000101F=48.72kmol /h 30002485.52⨯⨯=⨯总物料衡算 48.72D W =+苯物料衡算 48.720.450.9660.012D W ⨯=+联立解得 22.37kmol /h25.21kmol /h D W ==三、塔板数的确定 1.理论板层数T N 的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。

液液萃取塔设计计算


udf 2u0df 2 (1 df )
况。无界面张力σ参数。
一、填料萃取塔设计计算
液泛速度的计算 ucf 、udf
②直接计算法（经验关联式）
Crawford-Wilke法（1951）
实验体系有汽油-水、四氯化碳-水、MIK-水等， 体系界面张力8.9~44.8N/m 所用填料12.7mm~38mm的石墨或陶瓷的拉西环和鲍尔鞍等， 填料空隙率为0.5~0.74。 Kummar-Hartland法（1989）
0.43

c c Dc
0.58
us
1 d
Seibert法
①计算液滴内分传质系数kd时，引入判据
Scd 0.5 / 1 d / c Scd d / d Dd
当Φ≤6时，应用Handlos和Baron的湍流内循环模型 kd 0.00375us / (1 d / c )
一、填料萃取塔设计计算
计算kc、kd、Koc
1 1 1 Koc kc mkd
两相传质比表面积： a 6d / d p
真实传质单元高度： Hox uc / Koca
考虑轴向扩散系数 塔径大，轴向反混的影响不容忽视时
①计算连续相轴向扩散系数Ec ②计算分散相轴向扩散系数Ed
③计算分散单元高度Hoxd
0
Laddha法（1983）
u0

C


ac 3 g
0.5
无传质，C=0.683 d→c，C=0.820 c→d,C=0.637
df 3
2 1 8 / LR
LR Qd Qc
ucf u0 (1 2df )(1 df )2
主要用于乱堆填料和分 散相存留分数小于15%的情

化工原理课程设计——筛板塔设计

第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。

1．精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。

两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。

精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。

但易漏液，易堵塞。

然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。

2．再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。

本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。

液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。

立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。

▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。

▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。

▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。

3．冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。

第二章方案流程简介1．精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。

流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。

气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。

将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。

萃取塔计算


3
大的差别。表 1 中列出了国际上通用的三种萃取实验体系的主要物性。它们分 别是高、中、低界面张力体系的代表。文献中的很多数据都是这些体系测定的。 由于这三种体系的物性(特别是界面张力)差别很大, 覆盖范围很宽, 因此, 可以 根据实际体系的物性, 在设计计算过程中参考适当的数据, 并选用适当的设计 计算公式。 三种典型的用于液-液萃取的实验体系[] 1 水相 有机相 分子式 沸点 溶质 分子式
甲苯 C7H8 110.4℃ 丙酮 C3H6O
γ
mNm−1
ρ1 kgm−3
ρ I1
kgm −3
µI
mPa ⋅ S
µ II
mPa ⋅ S
0 3.13 7.67 0 3.13 7.67 0 3.13 7.67 0 3.13 7.67 0 3.13 7.67
y m for m = 1 x1
-液萃取过程中两相密度差小, 粘度大, 因此纵向混合对萃取设备的不利影响更
为严重。 如果不考虑纵向混合, 在模型柱内测定的传质系数和生产装置中测定的 数据的差别将会很大。因此, 可靠地进行萃取柱的放大设计往往是很困难的。为 了发展比较可靠的考虑纵向混合的萃取塔的设计计算方法,人们对萃取柱的纵向 混合进行了大量的研究工作, 发展了多种数学模型, 如级模型、返流模型、扩散 模型、前混模型、组合模型和群体平衡模型等。近年来在萃取设备的设计计算 中 , 均已考虑纵向混合的影响 , 设计方法有了较大的改进。其中扩散模型
图 1 填料萃取塔示意图
近年来，随着新型填料（如金属 Intalox 鞍、阶梯环、扁环填料和规则填料
1
等）的迅速发展，它们在液－液萃取中的研究和应用也日趋广泛。由于它们具 有空隙率高、比表面积大等特点，因而处理能力较大。 一般说来, 对于界面张力较低, 所需理论级数不多和处理能力很大的场合, 新型填料萃取塔往往是一种优选的塔型。 从环境保护的角度来看, 萃取塔可以大 幅度降低溶剂夹带损失, 克服排出物中残留溶剂的二次污染问题, 其优越性更 为明显。 对于填料萃取塔液泛速度和传质特性的研究工作很多， 但是大多局限于小直 径的陶瓷填料，空隙率低，实验体系的界面张力也很大，应用范围有限。由于 液-液萃取过程的两相密度差小, 连续相粘度较大, 两相轴向返混严重, 界面现 象复杂, 因而设计计算比较困难。与精馏和吸收等气液传质过程相比较, 填料萃 取塔的设计方法不够成熟。因此有必要对填料萃取塔的特点作进一步的讨论。
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①计算连续相轴向扩散系数Ec
塔径大，轴向反混的影响不容忽视时 ②计算分散相轴向扩散系数Ed
③计算分散单元高度Hoxd
表观传质单元高度HTUoxp
HTUoxp HTUox HTUoxd
NTU oxp
x0
有效塔高HT
HT HTU oxp NTU oxp
xx
dx * x x
Laddha法（1983）
a u0 C 3 c g
0.5
ud
uc ud 0 d f d f
无传质，C=0.683 d→c，C=0.820 c→d,C=0.637
df
2 3 1 8 / LR
一、填料萃取塔设计计算
操作流速的确定
uc ? ucf
ud ? udf
液泛速度准确计算比较困难，影响因素较多，一般推荐操作流速比较低 Perry化学工程手册推荐，操作流速应选在不大于50%的液泛速度值
一些高空隙率的新填料可以在较高负荷下比较稳定运行
塔径的确定
DT
Qc Qd 0.785(uc ud )
d FC =2.42 g
无传质或c→d η=1.0 d→c η=1.4
0.5
d 3， 2 =1.15 g
0.5
分散相存留分数的计算 根据体系物性、两相流速和填料特性对10种文献列举的数据进行关联， 在连续相浸润填料表面的情况下，可用其关联式。平均相对误差18.7% 如果液泛速度是通过特性速度计算的话，也可通过实际流速uc、ud及特性 速度u0，通过试差法求之
液液萃取塔设计计算
报 告 人：鞠 吉 指导老师：曾爱武
日 期：2013.09.23
主要内容
1
2
填料萃取塔设计计算

筛板萃取塔设计计算
Tianjin University
一、填料萃取塔设计计算
体系物性、分离要求 填料选型 特性速度u0 液泛速率ucf、udf 表观流速uc、ud 塔径DT 液滴平均直径dvs 计算kc、kd、Koc 计算Ec、Ed 计算HTUoxd
Kumar法
Laddha法
uc =u 0 1 d =u s d 1 d
ud
Tianjin University
一、填料萃取塔设计计算
计算kc、kd、Koc 对于乱堆填料，分散相存留分数小于15%的情况，可采用以下公式：
Dd k d =17.9 d p
Rec d pus c / c
Tianjin University
kc Shc Dc / d p
一、填料萃取塔设计计算
计算kc、kd、Koc
1 1 1 K oc kc mkd
两相传质比表面积：
a 6d / d p
真实传质单元高度： Hox uc / Koc a 考虑轴向扩散系数
计算HTUox
HTUoxp=HTUox+HTUoxd 有效填料层高度HT=HTUoxpNoxp
Tianjin University
一、填料萃取塔设计计算
分散相连续相的选择
水相 油相
水—醋酸—仲丁酯 ①选择体积流率大的一相作为分散相
②选择不易润湿填料表面的液相作为分散相 ③选择溶解吸收溶质能力强的为分散相 填料的选择 所用填料材料应被连续相优先润湿 瓷质填料易被水溶液优先润湿 石墨和塑料填料易被大部分有机溶液优先润湿 金属填料两相均可能润湿，应由试验决定 填料参数：空隙率ε（m3/m3）、堆积密度（kg/m3） 比表面积a（m2/m3） Tianjin University
当Φ≤6时，应用Handlos和Baron的湍流内循环模型
kd 0.00375us / (1 d / c )
kd 0.023us Scd
0.5
当Φ＞6时，应用Laddha等的考虑液滴内循环和分子扩散相结合的模型 ②计算滴外分传质系数kc时
Shc 0.698Scc0.4 Rec0.5 1 d
轻液 填料 连续相 分散相 轻液
重液
液－液相 界面
重液
一、填料萃取塔设计计算
液泛速度的计算 ①特性速度法 特性速度u0：指当连续相流速等于零，分散相流速趋于零时，分散相液滴在操作 条件下的终端速度。
ucf 、udf
uc =u 0 1 d =u s 滑动速度 d 1 d
Tianjin University
一、填料萃取塔设计计算
液滴平均直径dvs
u 0d Seibert法 d p =0.92 g u d
Laddha法
0.5
《化工手册》对标准的工业填料，液液萃取 临界填料尺寸dFC，填料的直径大于dFC时
Seibert法

d p us c k c =0.725 c
0.43
c c Dc
0.58
u s 1 d
①计算液滴内分传质系数kd时，引入判据
Scd
0.5
/ 1 d / c
Scd d / d Dd
LR
Qd
Qc
主要用于乱堆填料和分 散相存留分数小于15%的情 况。无界面张力σ参数。
ucf u0 (1 2df )(1 df )2 udf 2u0df 2 (1 df )
一、填料萃取塔设计计算
液泛速度的计算
ucf 、udf
②直接计算法（经验关联式） Crawford-Wilke法（1951） 实验体系有汽油-水、四氯化碳-水、MIK-水等， 体系界面张力8.9~44.8N/m 所用填料12.7mm~38mm的石墨或陶瓷的拉西环和鲍尔鞍等， 填料空隙率为0.5~0.74。 Kummar-Hartland法（1989） 回归计算845个实验点，覆盖体系物性和填料种类很宽，绝大部分实验数据 为高、中界面张力体系用于低空隙率填料的数据，且为有机相分散，公式对填料 类型存在常数修正系数。 以上两种方法对于高空隙率新型填料用于低界面张力体系时，计算误差很大 Tianjin University