精馏塔的工艺计算
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第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒,95.79F t C =︒,108.5W t C =︒精馏段温度:()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度:()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知,塔顶馏出液,进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ,D ,=86.68kg /kmol M L ,F ,,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液,进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ (3.1)由式(3.1)得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯(10.9932)92.1378.21由式(3.1)得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯(10.61)92.1383.58由式(3.1)得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求,塔顶表压为4 kPa ,压降为0.7 kPa 则塔顶压力:104,D p kPa =进料压力:1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力:1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力:1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力:1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= (3.2)精馏段密度:,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段:, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得:98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度,,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
塔和塔板的主要工艺尺寸的计算(一)塔径 D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故: ①精馏段:H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078;依公式0.20.22026.06()0.078()0.0733C C σ===;max0.078 1.496/u m s ===,则:u=0.7⨯u =0.7⨯2.14=1.047m/s 故: 1.265D m ===; 按标准,塔径圆整为1.4m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段:11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==;查图20C0.20.222.09()0.0680.069420C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭; max 1.213/u m s===,'0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=;' 1.20D m ===; 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D '取1.4m塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.4m 合适(二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰,不设进流堰。
各计算如下: ①精馏段:1、溢流堰长 w l 为0.7D ,即:0.7 1.40.91w l m =⨯=;2、出口堰高 h w h w =h L -h ow 由l w /D=0.91/1.4=0.7, 2.5 2.58.2810.480.91h w L l m ==查手册知:E 为1.03 依下式得堰上液高度:22332.84 2.848.281.030.013100010000.91h ow w L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ 故:L ow h -h 0.070.0130.057w h m ==-=3、 降液管宽度d W 与降液管面积f A有/w l D =0.7查手册得/0.14,/0.08d fT W D A A ==故:d W =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m2220.080.08 1.30.106244f A D m ππ==⨯⨯=()0.10620.418.55,0.0023f T s A H s s L τ⨯===>符合要求4、降液管底隙高度0h取液体通过降液管底隙的流速0u =0.1m/s 依式计算降液管底隙高度0h , 即:000.00230.0250.910.1s w L h m l u ===⨯ ②提馏段:1、 溢流堰长'w l 为0.7'D ,即:'0.7 1.40.91w l m =⨯=;2、出口堰高'w h ''w L ow h =h -h ;由 '/D=0.91/1.4=0.7w l ,'2.5 2.59.9812.630.91h w L l m ==查手册知 E 为1.04依下式得堰上液高度:2233''2.84 2.849.981.040.0146100010000.91h oww L h E ml ⎛⎫⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭0.070.01460.0554w h m =-=。
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T TTH E N Z )1(-= (3-1) 式中 Z –––––板式塔的有效高度,m ; N T –––––塔内所需要的理论板层数; E T –––––总板效率; H T –––––塔板间距,m 。
(2) 塔径的计算uV D Sπ4=(3-2) 式中 D –––––塔径,m ;V S –––––气体体积流量,m 3/s u –––––空塔气速,m/su =(0.6~0.8)u max (3-3) VVL Cu ρρρ-=m a x (3-4) 式中 L ρ–––––液相密度,kg/m 3V ρ–––––气相密度,kg/m 3C –––––负荷因子,m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ (3-5)式中 C –––––操作物系的负荷因子,m/sL σ–––––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W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度,m ; OW h –––––堰上液层高度,m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h (3-7)式中 h L –––––塔内液体流量,m ; E –––––液流收缩系数,取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速,m/s 。
精馏实际层数计算公式精馏实际层数计算是精馏塔设计中非常重要的一环,它决定了精馏塔的操作效果和性能。
精馏过程是通过塔板上的传质和传热来实现的,因此准确计算实际层数对于塔板布置和操作条件的确定至关重要。
在精馏塔中,精馏液从上方的塔头沿着塔板下流,同时精馏汽从塔底向上穿过塔板,两相间的相互作用使传质和传热得以有效进行。
实际上,在塔板上扩散、吸附、沸腾和冷凝等复杂的物质传递过程同时进行着。
这些作用是通过塔板布置的合理性和操作条件的控制来实现的。
那么,如何计算精馏实际层数呢?一般来说,精馏实际层数的计算需要考虑以下几个因素:1. 理论塔板数:理论塔板数指的是在理想条件下,只考虑传质过程,不考虑传热和其他因素的情况下所需的塔板数。
它可以根据所采用的传质计算公式和工艺参数进行计算。
2. 塔板效率:塔板效率是指在实际操作中,由于传质、传热和其他因素的影响,实际上所能达到的传质效果相对于理论塔板的百分比。
塔板效率是由实际操作和测试所得到的数据计算得出的。
3. 蒸汽速度和液体负荷:蒸汽速度是指单位时间内蒸汽通过塔板的体积,并且是精馏装置中的重要参数之一。
液体负荷是指单位时间内液体通过塔板的体积,在精馏操作中同样起到重要作用。
这两个参数的合理选择对于精馏塔的操作和效果有重要影响。
根据以上因素,精馏实际层数的计算可以通过以下公式进行:实际层数 = 理论塔板数× 塔板效率× 蒸汽速度 / 液体负荷在使用这个公式时,需要根据具体情况确定各个参数的数值,并注意单位的一致性。
同时,由于精馏塔的操作和工艺条件会有所变化,因此每个塔板的实际效果和性能都需要进行实际测试和调整。
总之,精馏实际层数的计算是精馏塔设计中重要的一环,它决定了塔板布置和操作条件的合理性。
准确计算实际层数可以帮助工程师确定精馏塔的操作效果和性能,为工业生产提供指导和参考。
而在实际操作中,还需要结合实测数据和调整,以确保塔板的正常运行和优化操作。
精馏塔的计算对于要完成多组分分离设备的最终设计,必须使用严格算法,但是近似算法可以为严格计算提供合适的迭代变量初值,因此本设计中采用两种方法相结合,并以计算机进行数值求解的方式来确定各级上的温度、压力、流率、气液组成和理论板数。
计算过程描述如下:第一步确定关键组分塔Ⅰ重关键组分(HK):四氯化硅(SiCl4)轻关键组分(LK):三氯氢硅(SiHCl3) 轻组分(LNK):二氯硅烷(SiH2Cl2)塔Ⅱ重关键组分(HK):三氯化硅(SiHCl3)轻关键组分(LK):二氯硅烷(SiH2Cl2) 重组分(HNK):四氯化硅(SiCl4)塔Ⅰ塔顶42℃SiH2Cl2 1.167397 1.916284 馏出液中SiHCl3质量含量>=93.946釜液中SiCl4质量含量>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ塔塔顶出料流量Ⅰ塔塔顶出料组成馏出液中SiH2Cl2质量含量>=99.600釜液中SiHCl3质量含量>=99.500SiHCl3塔釜65℃SiCl4第三步用FUG简捷计算法求出MESH计算的初始理论板数组分塔Ⅰ塔Ⅱ进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% 进塔组成/% 塔顶组成/% 塔釜组成/% SiH2Cl2 1.916284 7.221959 0 7.221959 99.67945 0.374527 SiHCl325.13072 92.62967 0.751706 92.62967 0.320551 99.46612 SiCl472.95299 0.148369 99.24829 0.148369 0 0.159357 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd d w w Nm a-轾骣骣犏琪琪琪琪犏桫桫臌=3.由恩特伍德公式计算最小回流比,,1()i i Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.由芬斯克公式计算非清晰分割的物料组成()1i i Nm HK i HK HK f w d w a -=骣琪+琪桫 ,()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK d f w d d w a a--骣琪琪桫=骣琪+琪桫5.由Kirkbride 经验式确定进料位置0.2062,,,,HK F LK WR S LK F HK D z x N W N z x D 轾骣骣骣犏琪琪琪=琪犏琪琪桫犏桫桫臌6.由吉利兰关系式计算理论板数即0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ,1mN N Y N -=+ 第四步 由MESH 方程计算理论板数 1. 用FUG 简捷计算法得到的理论板数N 和进料位置M 作为初始值,初始化汽液流量j V 和j L 。
精馏塔全塔效率计算公式精馏塔是化工生产中非常重要的设备,用于分离混合物中的不同组分。
而全塔效率则是衡量精馏塔性能的一个关键指标。
要了解精馏塔全塔效率的计算公式,咱们得先弄明白全塔效率到底是个啥。
简单来说,全塔效率就是实际塔板数与理论塔板数的比值。
全塔效率的计算公式通常可以表示为:$E_T = \frac{N_{实际}}{N_{理论}}$ 。
这里的 $E_T$ 就是全塔效率啦。
那怎么去确定实际塔板数和理论塔板数呢?实际塔板数呢,就是咱们在设计或者实际运行中实实在在数出来的塔板数量。
理论塔板数就有点复杂啦,得通过一些复杂的热力学计算和相平衡关系来确定。
我记得有一次在化工厂实习的时候,就碰到了关于精馏塔效率计算的问题。
当时我们小组负责优化一个精馏塔的工艺参数,以提高产品的纯度和产量。
为了计算全塔效率,我们可真是费了好大的劲儿。
我们先收集了各种数据,像温度、压力、流量等等,然后根据混合物的性质和分离要求,运用复杂的公式和图表进行理论塔板数的计算。
这个过程中,数据稍微有点偏差,计算结果就相差很大。
比如说,在测量温度的时候,因为温度计的精度问题,导致温度数据有了一点小误差,结果算出来的理论塔板数就不太准确。
后来我们反复检查、校准仪器,重新测量数据,才得到了比较可靠的结果。
在确定了实际塔板数和理论塔板数之后,代入全塔效率的计算公式,就能得出全塔效率啦。
通过计算全塔效率,我们可以评估精馏塔的性能,找出可能存在的问题,比如塔板结构不合理、操作条件不合适等等。
总之,精馏塔全塔效率的计算公式虽然看起来简单,但是要准确计算和应用,还需要我们对精馏过程有深入的理解,对数据的收集和处理要非常严谨。
只有这样,才能真正发挥全塔效率这个指标的作用,让精馏塔更好地为化工生产服务。
希望通过我的讲解,能让您对精馏塔全塔效率的计算公式有更清楚的认识。
要是在实际应用中遇到问题,别着急,多思考、多尝试,总会找到解决办法的!。
精馏塔主要工艺尺寸计算一、塔径D1、精馏段塔径初选板间距m H T 40.0=,取板上液层高度m h L 06.0=,故m h H L T 34.006.040.0=-=-; 0319.030.28.87792.00015.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SS V L ρρ 查Smith 关联图得C 20;依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /45.21时的C0720.02045.21071.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /405.130.230.28.8770720.0max =-⨯=-=ρρρ可取安全系数为,则s m u u /843.0405.160.060.0max =⨯==故m u V D S 179.1843.092.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速。
2、提馏段塔径初选板间距m H T 40.0=,取板上液层高度m h L 06.0=,故m h H L T 34.006.040.0=-=-; 0782.070.20.96041.00017.02121=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛vL SSV L ρρ 查Smith 关联图得C 20;依2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 校正物系表面张力为m mN /92.19时的C ,即0679.02092.19068.0202.02.020=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=σC Cs m Cu V V L /279.170.270.20.9600679.0max =-⨯=-=ρρρ 可取安全系数为,则s m u u /767.0279.160.060.0max =⨯== 故m u V D S 825.0767.041.044=⨯⨯==ππ 按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速。
为统一精馏段和提馏段塔径,取为。
塔板主要工艺尺寸计算.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ,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W l取0.7300.730 1.8 1.314w l D m =⨯=⨯= (2) 溢流堰高度W h 由W L OW h h h =- (6.1)选用平直堰,堰上层高度OW h 由公式计算,即2/32.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭(6.2) 近似取 E=1 ,则取板上液层高度L h =80m m 所以,2/32/32.84 2.840.0019360010.00910001000 1.314h OWW L h E m l ⎛⎫⨯⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭W h =0.08-0.009=0.071m(3) 弓形降液管宽度Wd 和截面积f A由0.730W lD = 查图得,0.101f TA A =0.1578Wdm D= 故: 20.1010.101 2.5420.2570f T A A m =⨯=⨯= 0.15780.1578 1.80.2840Wd D m =⨯=⨯=验算液体在降液管中停留的时间,即:360036000.25700.4560.8650.0193600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯ (6.3)(4) 降液管底隙高度o h3600hO W oL h l μ=(6.4)取'O μ=0.07/m s 则0.001936000.021******** 1.3140.07h O W o L h l μ⨯===⨯⨯mW h -O h =0.071-0.021=0.05>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度为'W h =60m m6.1.2 塔板布置(1) 塔板的分布因D ≥1800m m ,故塔板采用分块式,塔板分为5快 (2) 边缘宽度确定取 S W ='S W =0.085m C W =0.015m (3) 开孔区面积计算单溢流塔板,鼓泡区面积S A 可按下式计算:212sin 180S R x A R π-⎧⎫⎛⎫=⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ (6.5)()0.5S x D Wd W =-+ (6.6)()()0.50.5 1.80.28400.085S x D Wd W =-+=⨯-+ 其中 0.50.51.80.0150C r D W m=-=⨯-=故:210.8850.5312sin 1.7841800.885S A π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭2m(4) 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用3mm δ=炭钢板,取筛孔直径为O d =5m m筛孔按正三角形排列,取筛孔中心距t 为3O t d ==3⨯5=15m m筛孔数目:221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个开孔率:20.907O d t ⎛⎫Φ= ⎪⎝⎭(6.7)220.0050.9070.907100%10.1%0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过筛孔的气速为:SO OV A μ=(6.8) 3.32618.46/1.78410.1%S O O V m s A μ===⨯第6.2节 提馏段的计算6.2.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘(1) 堰长'W l 得确定取''0.7300.730 1.8 1.314W l D m =⨯=⨯= (2) 溢流堰高度'W h 的确定由'''W L OWh h h =-,选用平直堰,堰上层高度 2/3'''2.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭近似取E=1,则:取板上液清高度'L h =80m m故:'0.080.01560.0644W h =-=(3) 弓形降液管宽度'd W 和截面积'f A由 ''0.730Wl D= 查弓形降液管的宽度与面积图的''0.101fTA A = '0.1578d W m D = ''20.1010.101 2.5430.2568f T A A m =⨯=⨯=''0.15780.1578 1.80.2840d W D m =⨯=⨯= 由式'''3600f ThA A Lθ=验算液体在降液管中停留的时间,即'''360036000.25680.4524.6550.0046883600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯故降液管设计合理(4) 降液管底隙高度'o h 得确定:'''3600hOW OL h l μ= 取O μ=0.18/m s 则''''0.00468836000.019836003600 1.3140.18h OW O L h l μ⨯===⨯⨯ 'W h 'Oh -=0.0644-0.0198=0.0446>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度为'W h =60m m6.2.2 塔板布置 (1)塔板分块:因D=1800m m 故塔板采用分块式,查表得:塔板分为5块 (2)边缘区宽度的确定取S W ='S W =0.085m C W =0.045m (3)开孔区面积的计算开孔区面积:'2''1'2sin 180SR x A x R π-⎧⎫⎛⎫⎪⎪=⎨⎬ ⎪⎪⎪⎝⎭⎩⎭,其中 ()()''''0.50.5 1.80.28400.085d S x D W W =-+=⨯-+0.531m =''0.5'0.5 1.80.0450.885C r D W m =-=⨯-=故:2'10.8850.5312sin 1.6941800.885SA π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ 2m (4) 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用'3mm δ=炭钢板,取筛孔直径'Od =5m m 筛孔按正三角形排列,取孔中心距't 为''3Ot d ==3⨯5=15m m 筛孔数目n 为''221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个 开孔率为:22'0.005'0.9070.907100%10.1%'0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过阀孔的气速为:''' 3.32619.06/1.69410.1%S OO V m s A μ===⨯。
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式RadFrac是精馏塔的一个严格计算模块,用于计算塔内各段的参数和性能指标。
它基于一系列计算公式来实现这些计算。
1.确定平衡阶段:在RadFrac中,首先需要确定平衡阶段的计算方法。
常用的方法包括理论-理论方法、理论-活性方法和实验方法。
2.计算塔板数:根据输入参数和物料平衡理论,通过迭代计算确定塔板数。
这个过程考虑了塔板的各种性能参数,例如传质效率、液相保持因子等。
3.计算顶部和底部操作变量:根据输入参数和平衡阶段的计算结果,计算塔顶和底部的操作变量。
这些变量包括温度、压力、流量、液位等。
4.计算塔板参数:通过塔板的物料平衡和内外丰度平衡等公式,计算塔板上各个组分的丰度和物料流动。
这些参数包括塔板上液相和气相中各组分的物料流速和浓度。
5.计算传质效率:根据输入参数和理论模型,计算塔板上的传质
效率。
这是塔板性能的一个重要指标,用来评估分离效果和能耗。
6.计算液相保持因子:通过输入参数和公式,计算塔板上的液相
保持因子。
这个因子表征了塔板上液相高度和液泛与塔板上液相剖面
的关系,对塔板的分离性能起到重要影响。
以上仅是RadFrac模块的一部分计算公式和方法。
该模块根据用
户的输入参数和塔板配置,使用数值方法和迭代算法来实现精确计算。
它可以给出塔板参数、内外丰度平衡、传质效率等各种性能指标,帮
助工艺工程师设计和优化精馏塔的操作条件,提高分离效果和能耗。
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1.设计任务1.1设计题目:年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1.2已知条件:1原料组成:含35%(w/w)乙醇的30度液体,其余为水。
目录目录 (1)精馏塔再沸器工艺课程设计 (2)1.设计任务及设计条件 (2)2.方案论证 (2)3.估算设备尺寸 (3)4.传热系数校核 (3)5.循环流量校核 (7)6.设计结果汇总 (12)7.工艺流程图 (13)8.带控制点的工艺流程图 (13)精馏塔再沸器工艺设计1.设计任务及设计条件(1) 设计任务:精馏塔塔釜,设计一台再沸器(2) 再沸器壳层和管层的设计条件:潜热γ0=812.24kJ/kg 热导率λ=0.023W/(m•K)粘度=0.361mPa•s 密度ρ0=717.4kg/m3管层流体83℃下的物性数据:潜热γi=31227.56kJ/kg 液相热导率λi=0.112 W/(m•K)液相粘度=0.41 mPa•s 液相密度=721 kg/m3液相定压比热容=2.094kJ/(kg•K)表面张力=1.841×10-2N/m汽相粘度=0.0067 mPa•s 汽相密度=0.032 kg/m3蒸汽压曲线斜率(Δt/Δp)s=2.35×10-3m2•K/kg2.方案论证立式热虹吸再沸器是利用塔底釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力,使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环。
立式热虹吸再沸器具有传热系数高,结构紧凑,安装方便,釜液在加热段的停留时间短,不易结垢,调节方便,占地面积小,设备及运行费用低等显著优点。
由于结垢原因,壳层不能采用机械方法清洗,因此壳层不适宜用高黏度或较脏的加热介质,本设计中壳层介质为乙醇蒸汽,较易清洗。
3.估算设备尺寸计算热流量Φ为 )(1038.33600/100024.81215005W q b mb ⨯=⨯⨯==Φγ计算传热温差m t ∆为(11583)(8583)10.82()(11583)(8583)m t K Ln ---∆==-- 假设传热系数K=XX ,估算传热面积A p 为拟用传热管规格230⨯φ,管长L=3000m ,计算总传热管数N TN T =1006303.014.334.2840=⨯⨯=L d A pπ 若将传热管按正三角形排列,则可用N T =3a(a+1)+1,b=2a+1,D=t(b-1)+(2~3)d 0计算壳径D 为 D=32×(37-1)+3×30≈1400mm取管程进口管径Di=250mm ,出口管直径D 0=600mm 。
板式精馏塔的工艺计算板式精馏塔是一种常用的化工设备,广泛应用于石油、化工、医药等行业。
其主要功能是通过将混合物中的组分按照其沸点进行分馏,使得目标组分的纯度得到提高。
在进行板式精馏塔的工艺计算时,需要考虑到以下几个方面:输入参数、计算目标、热力学计算和桶盖数的确定。
首先,需要明确输入参数。
输入参数包括原料混合物的组分和含量、所需纯度、塔顶温度和压力、塔底产品温度和压力等。
这些参数会直接影响到工艺计算的结果,因此需要准确确定。
计算目标包括分离效果、塔塔顶压力降、塔底回流比等。
分离效果是指目标组分在塔底的摩尔分数,一般通过输入纯度和目标产量来确定。
塔塔顶压力降是指输送各级板之间的压力差,需要根据所使用的塔板类型和流体性质进行计算。
塔底回流比则是指塔底回流液体的量与塔底产品量的比值,也会直接影响到分离效果。
其次,进行热力学计算。
热力学计算是指根据输入的参数和计算目标,通过热力学模型来计算实际的分馏过程。
常用的热力学模型有理想图、实际图和平均图等。
根据输入的参数和计算目标,可以利用这些模型计算出所需的塔塔回流比、板间汽液流量分布等。
最后,确定桶盖数。
桶盖数是指精馏塔具有多少个板。
桶盖数的确定需考虑到分离目标、塔塔顶压力降和塔底回流比等因素。
一般情况下,桶盖数越多,分离效果越好。
但是桶盖数增加会使得塔塔顶压力降增大,需要更多的能量来提供给塔塔顶最后板降低塔底回流比降低。
要确定适当的桶盖数,可以采用经验方法或者利用板塔模拟软件进行计算。
经验方法一般是通过经验公式或者经验图来确定桶盖数,而板塔模拟软件通常是基于物理方程建立模型,通过解算来计算最佳的桶盖数。
综上所述,板式精馏塔的工艺计算需要考虑输入参数、计算目标、热力学计算和桶盖数的确定。
通过合理设置这些参数和确定适当的桶盖数,可以实现有效的分馏过程,并获得所需的目标组分纯度。
但是,需要指出的是,由于化工生产中的多种因素的影响,实际操作时仍需要根据实际情况进行调整和优化。
2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据 (一)生产能力:10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。
(二)进料组成:乙苯h ;苯 Kmol/h ;甲苯h 。
(三)分离要求:馏出液中乙苯量不大于,釜液中甲苯量不大于。
物料衡算(清晰分割)以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。
01.0=D HK x ,005.0=W LK x ,表 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得:,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ (式2. 1)2434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ,ω编号 组分 i f /kmol/hi f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计1005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ,5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定 一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式(化工热力学 P199):CC S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=-表2-3 物性参数注:压力单位,温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 甲苯 92乙苯106名称 A B C D表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例,434.02.562/15.3181/1=-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CS P P In01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理,可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程:∑==ni ii p p y 11,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计故塔顶温度=℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯甲苯乙苯泡点方程: p x p ni i i =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力塔底压力Mpa p 1.0013.1⨯=底 五、进料温度进料压力为Mpa p 1.0013.1⨯=进,泡点方程: p x p ni i i =∑=1试差法求进料温度故进料温度=133℃六、相对挥发度的计算据化学化工物性数据手册,用内插法求得各个数据5.105=顶t ℃,961.5=苯α514.2=甲苯α1=乙苯α;136=底t ℃,96.1=甲苯α1=乙苯α; 133=进t ℃,38.4=苯α97.1=甲苯α1=乙苯α综上,各个组份挥发度见下表据清晰分割结果,计算最少平衡级数。
26.6148.2lg )1324.05544.2120681.15612.9lg(lg ))()lg((min =⨯==-HK LK W LKHK D HK LK x xx x N α塔板数的确定 一、最小回流比R min本设计为泡点进料,即饱和液体进料,q =1由恩特伍德公式:1)(min ,+=-∑R x i mD i i θαα1i iix q ααθ=--∑019375.01148.2046875.0148.21705.5015625.01705.5=-⨯+-⨯+-⨯=-∑θθθθααi i i x试差法求得=θ 则最小回流比304.113.2101.013.2148.27223.0148.23.21705.52677.01705.51)(min =--⨯+-⨯+-⨯=--∑=θααi m D i i x R ,二、实际回流比根据混合物分离的难易程度,取实际回流比为最小回流比的倍 则R = R min =×=组份 进料温度133塔顶温度塔底温度136 平均相对挥发度苯甲苯乙苯11 11三、全塔理论板数的确定102.01565.1304.1565.11min =+-=+-R R R 查《化工原理》下P33图1-28吉利兰图得52.02min=+-N N N将26.6min =N 代入,求得N= 四、进料板的计算5.9lg )()(lg )(=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛÷=-HKLK HK LK m R f d f d N α3lg )()(lg )(=⎪⎭⎫⎝⎛÷=-HKLK HK LK m S f f N αωω因为S Rm S m R R S N NN N N N N ===+)()(2.15, 12.112.1535.9135.9)()(1)()(=⨯+=⨯+=N N N N N N m S mR mS m R R 08.412.112.15=-=-=R S N N N所以,第5层理论板是加料版。
3 精馏塔主要尺寸的设计塔径的计算填料精馏塔有关参数操作回流比:R=2 理论板数:N T =16 进料板序号:N F =5 塔顶温度:t D =℃塔釜温度:t W =136℃塔顶有关参数计算[4 由化工物性手册查得:3/885m kg =苯ρ3/866m kg =甲苯ρ3/867m kg =乙苯ρ气体平均摩尔质量:mol g M V /39.8810601.092722.078268.0=⨯+⨯+⨯=气体密度:()335/85.22735.10510314.839.8810013.1m kg RT PM D V V =+⨯⨯⨯⨯==ρ 液体密度:3/102.87186701.0866722.0885268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρs m V S /342.085.2360039.8873.393=⨯⨯=h kmol RD L /4868.262434.132=⨯== 进料板有关参数计算s m V V S S /342.03,== 气相组成:94.2=m α()()014.0005.0194.21005.094.21=⨯-+⨯=-+=x a x y αα气体平均摩尔质量:molg M V /8.105106986.092014.0'=⨯+⨯=气体密度:()335''/71.315.27313310314.88.10510013.1m kg RT PM D V V=+⨯⨯⨯⨯==ρ3'/76101.0771763722.0755268.0m kg L =⨯+⨯+⨯=ρ精馏段塔径计算液相质量流量为:h kg L /231333.874868.26=⨯=ω 气相质量流量为:h kg V /75.351139.887.39=⨯=ω流动参数为:0377.0102.87185.275.351123135.05.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V VLρρωωψ由于填料选择的是金属孔板波纹填料350Y ;查埃克特通用关联图得:7.02.02=L LV msx g u μρρφϕ由于s mPa L ⋅=262.0μ10.1102.8713.958===L ρρϕ水0033.0102.87185.2==L V ρρ257=φ 代入上式中得:7.08.90033.010.1262.02max 2.0=⨯⨯⨯u即:s m u /3.3max = 由于max 0.8uu =即:s m u u /64.23.38.08.0max =⨯== 由公式m u V D S 51.064.214.3342.044=⨯⨯==π圆整后为 提溜段塔径计算液相质量流量为:h kg L/1709648.6735.253'=⨯=ω 气相质量流量为:h kg V/42008.1057.39'=⨯=ω流动参数为:28.076171.34200170965.05.0''''=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=L V V L ρρωωψ同上,查图得:4.02.0''''2'max =L L V g u μρρφϕ由于257=φs mPa L⋅=207.0'μ 12.1770863'===L ρρϕ水00488.076171.3''==L V ρρ代入上式中得:4.08.9000207.000488.012.12572.02'max =⨯⨯⨯⨯u即:s m u /1.3'max=s m u u /48.21.38.08.0max ''=⨯==则:m u V D S 53.048.214.3342.044'=⨯⨯==π比较精馏段与提溜段计算结果,二者基本相同。
圆整塔径,取D=600mm 液体喷淋密度及空塔气速核算 精馏段液体喷淋密度为()hm m D U LL⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=⎪⎭⎫⎝⎛=2322/58.4423.014.33.7406.23312πρω精馏段空塔气速为:sm D u VV/22.126.014.3360085.275.3511222=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω提溜段液体喷淋密度为:()hm m U ⋅=⎪⎭⎫ ⎝⎛=232'/3.3326.014.3420017096提溜段空塔气速为: s m D u V V /11.126.014.3360071.34200222'''=⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎭⎫⎝⎛=πρω查规整填料性能参数知32/350m m =σ,取)/(08.023(min)h m m L W ⋅= 则)/(2835008.023(min)(min)h m m L U W ⋅=⨯==σ 经核算,选用塔径600mm 符合要求。
填料层高度计算填料层高度计算采用理论板当量高度法。
对350Y 金属孔板波纹填料,由附录查每M 填料理论板数为~4块, 取: 3.5t n =,则:110.293.5t HETP m n ===由:HETP N Z T ⨯=精馏段填料层高度为:mZ 45.129.05=⨯=精提溜段填料层高度为:m Z 48.329.012=⨯=提根据设计要求,流出一定的安全系数,填料层高度一般为ZZ )5.12.1('-=所以mZ 885.13.145.1=⨯=精mZ 52.43.148.3=⨯=提设计取精馏段填料层高度为,提溜段填料层高度为。