精馏塔的工艺计算

合集下载

精馏塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

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=0.3

220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式

0.20.2

2026.06(

)0.078(

)0.0733

C C σ

===；

max

0.078 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22

44 1.04

0.78/1.3s V u m s D ππ⨯=

==⨯ 塔的横截面积2221.40.63644

T A D m ππ

===

②提馏段：

''22''0.002771574.8

()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图

20C

0.2

0.222.09()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 1.3274

T A D m ππ

===

空塔气速为22

440.956

精馏塔的计算

二．吸收分类
组分数目：单组分吸收，多组分吸收。
化学反应：物理吸收，化学吸收。
热效应：等温吸收，非等温吸收。
三．相组成表示
1．比质量分率XW（YW）：混合物中两组分的质量之比。
XW（YW）= GA/GB=αA/αBkgA / kgB
2．比摩尔分率X（Y）：混合物中两组分的摩尔数之比。
X =nA/nB=xA/xB=xA/（1-xA）kmolA / kmolB
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
NA=KL（C*-C）KL液相吸收总系数
吸收过程的总阻力由气膜阻力H /kG与液膜阻力1/kL两部分组成。
对于难溶气体，H值很小，此时，传质阻力集中于液膜中，气膜阻力可以忽略，1/ KL≈1/kL液膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动的绝大部分用于克服液膜阻力，这种情况称为“液膜控制”。
对于液膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小液膜阻力。

精馏塔的设计计算

第2章精馏塔的设计计算

2.1 进料状况

设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内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1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用浮阀塔。

2.2 加料方式和加料热状况

加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。

2.3 塔顶冷凝方式

塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。

2.4 回流方式

回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流.故本设计采用强制回流。

2.5加热方式

加热方式为直接加热和间接加热。直接加热由塔底进入塔内。由于重组分

是水故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。本设计采用间接蒸汽加热。

2.6工艺流程简介

连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．

精馏塔计算方法

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…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算

2.1精馏塔的物料衡算

2.1.1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212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。（三）分离要求：

馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2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2.1 进料和各组分条件

由《分离工程》P65式3-23得：

,,1LK

i LK W

i HK D LK W

z x

D F

x x =-=--∑ （式2. 1）

2434.13005

.001.01005

.0046875.0015625.08659.226=---+⨯

=D Kmol/h

W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h

编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500

总计

226.8659

100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h

5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h

精馏塔的工艺计算

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：

,,1LK

i LK W

i HK D LK W

z x

D F

x x =-=--∑ （式2. 1）

2434.13005

.001.01005

.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/h

W=F-D=

0681

.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ω编号组分 i f /kmol/h

i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯

总计

100

5662.90681.16343.10222=-=-=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）：

C 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

精馏塔指标计算

2.精馏塔工艺计算

2.1塔的物料衡算

2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率

F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成

W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成

2.1.2进料

2.1.3物料衡算

2.2有关的工艺计算

2.2.1原料液的平均摩尔质量：

f =x

+(1-x

=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理

可求得：M

D =42.6972kg/kmol M

=18.5544kg/kmol

45 C下，原料液中ρ

2=971.1kg/m3,ρ

=735kg/m3由此可查得原料液，

塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。

表6 原料液

馏出液与釜残夜的流量与温度

2.3 最小回流比及操作回流比的确定

如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。点g

附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。对于这种情况下的R

min

的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。如图1-63所示，可用下式算出：

min min +R R =

1934

.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889

可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.334

2.4 全凝器冷凝介质的消耗量

塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h

精馏塔的工艺计算

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>=94.000

SiHCl315.3096 25.13082

塔釜78℃

SiCl444.44285 72.95299

塔Ⅱ塔顶35℃

SiH2Cl

Ⅰ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>=99.500

SiHCl3

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 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00

精馏塔主要工艺尺寸计算

一、塔径D

1、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=-=-； 0319.030.28.87792.00015.02

1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛v

L S

S 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C

0720.02045.21071.0202

.02

.020=⎪

⎭

⎫

⎝⎛⨯=⎪

⎭

⎫

⎝⎛=σC C

s m C

u 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=-=-； 0782.070.20.96041.00017.02

1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭

⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛v

L S

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 /92.19时的C ,即

0679.02092.19068.0202

.02

.020=⎪

⎭

⎫

⎝⎛⨯=⎪

⎭

⎫

⎝⎛=σC C

精馏塔工艺工艺设计计算

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 T

H 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

V D S

π4=

（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/s

u =（0.6~0.8）u max （3-3） V

L C

u ρρρ-=max （3-4）式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3 V ρ–––––气相密度，kg/m 3

–––––负荷因子，m/s

.02020⎪⎭

⎫

⎝⎛=L C C σ （3-5）

式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s

L 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 OW 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 。

精馏塔的计算

吸收尾气B+少量A
如图：吸收剂自塔顶上部喷淋而下，塔底部排出溶液；
混合气体由塔底进入，塔顶部排出吸收尾气。溶剂
气液两相在塔内进行逆向接触的过程中，混合
气体内吸收质就转移到吸收剂中，达到了从混
合气体分离出某种组分的目的。混合气体
（A+B）
6．气体在液体中的溶解度：平衡状态下，液相中的溶质浓度。溶液
表明一定条件下，吸收过程可能达到的极限浓度。（溶剂+A）
Y =nA/nB=yA/yB=yA/（1-yA）kmolA / kmolB
Y =pA/pB=pA/（P - pA）
在吸收操作中，通常A组分：指吸收质
B组分：液相xB指吸收剂，气相yB指惰气
四．吸收推动力：实际浓度与平衡浓度之差。即ΔY=Y–Y*（以气相浓度表示）
ΔX=X*- X（以液相浓度表示）
脱收推动力：ΔY=Y*- Y（以气相浓度表示）
气膜、液膜越厚，传质阻力越大，传质速率就越小，而膜越薄，自然越有利传质。
（三）提高吸收速率：流体力学指出，流速越大，边界膜越薄。因此按照双膜理论，在其它条件不变时，增大流速，就可以减小双膜阻力，从而提高吸收速率。
七．吸收速率
1．吸收速率：是指单位传质面积上，单位时间内吸收的溶质量。
在稳定操作的吸收设备中吸收设备内的任一部位上，相界面两侧的对流传质速率是相等的（否则会在界面处有溶质积累）。因此其中任何一侧有效膜中的传质速率都能代表该处的吸收速率。

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。

精馏塔设计计算

1精馏塔工艺设计

1.1设计参数

该乙酸乙酯精馏塔设计处理乙酸乙酯和乙酸丁酯混合物的年处理能力为10000吨，进料含乙酸乙酯的质量分数为32％，塔顶产品乙酸乙酯的含量大于95％，釜液中乙酸乙酯的残留量小于4％。

操作条件：塔顶压力为常压，进料温度60℃，回流比为6.5。

1.2物料衡算

根据设计参数中对乙酸乙酯产品产量及产品含量的要求，首先要进行物料衡算，得出塔顶产品和塔釜产品的流量，为了便于计算和区分，用A 代指混合物料中的乙酸乙酯，用B 代指乙酸丁酯。

乙酸乙酯的摩尔质量A M =88.11kg/kmol

乙酸丁酯的摩尔质量B M =116.16kg/kmol

进料含乙酸乙酯的摩尔百分数为

F x =(32/88.11)/(32/88.11+68/116.16)=0.38287

塔顶产品中乙酸乙酯摩尔百分数为

D x =(95/88.11)/(95/88.11+5/116.16)=0.96161

釜液中乙酸乙酯的的摩尔百分数为

W x =(4/88.11)/(4/88.11+96/116.16)=0.05207

原料液平均摩尔质量为

B F A F F M x M x M )1(-+==105.42050kg/kmol （3.1）塔顶产品平均摩尔质量为

B D A D D M x M x M )1(-+==89.18684kg/kmol （3.2）塔釜液体平均摩尔质量为

B W A W W M x M x M )1(-+==114.69944kg/kmol （3.3）设精馏塔平均每年工作300天，每天24小时连续运行，则进料摩尔流量为

精馏塔理论塔板数计算

精馏塔是一种常用的分离和纯化混合物的设备。在精馏过程中，混合物中的组分会根据其挥发性的差异，通过塔板分离为不同纯度的组分。塔板数是衡量精馏塔分离效果的重要指标之一、本文将介绍精馏塔的理论塔板数计算方法，并简要解析其应用。

精馏塔的理论塔板数是指在无质量和热量传递损失的情况下，实现完全的分离所需的等效塔板数。其计算可以使用Teope方程进行估算。Teope方程是一个基于传递单元理论的简化模型，可以用于估算理论塔板数。

Teope方程的基本形式为：

Nt=Nf+Nr+Nz

其中，Nt为总塔板数，Nf为塔底下部的传质单元数，Nr为塔顶上部的传质单元数，Nz为塔体的塔板数。

传质单元数是通过传递单元量化描述的，可以根据不同的物理现象进行选择。一般来说，传递单元可以是汽-液平衡单元、传质过程单元或传热过程单元等。

在使用Teope方程计算理论塔板数时，需要根据实际情况选择适当的传递单元。常用的选择有根据挥发度平均法选择传质单元，或者根据物理性质（如热扩散系数）选择传质过程单元。

对于质量传输控制塔板，传质单元的选择可以通过挥发度平均法来实现。挥发度是指组分在液相和气相中分配的平衡性质，可以通过实验或计算得到。根据挥发度平均法，可以将塔板上的传质单元数定义为:

Nf = ΔHF / ln(αi)

其中，ΔHF为进料组分的化学势差，αi为塔底和塔顶组分浓度的挥

发度比。

对于能量传输控制塔板，传热过程单元的选择可以使用传热系数的平

均法。传热系数是描述传热过程的性质，可以根据传热模型或实验来确定。传热过程单元的计算可以使用下式：

精馏塔计算方法

1 设计任务书 (1)

2 精馏设计方案选定 (1)