化工原理-精馏塔-逐板法计算理论塔板数的计算
化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计
资料前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节,通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核,能画出工艺流程、塔板结构等图形。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性,还要考虑生产上的安全性、经济合理性。
化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的,精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。
塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。
前者的代表是板式塔,后者的代表则为填料塔。
筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点:生产能力大于10.5%,板效率提高产量15%左右;而压降可降低30%左右;另外筛板塔结构简单,消耗金属少,塔板的造价可减少40%左右;安装容易,也便于清理检修。
本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计,塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。
它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触,达到相际传质及传热的目的。
在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求,另外还要有一定的潜力。
节省能源,综合利用余热。
经济合理,冷却水进出口温度的高低,一方面影响到冷却水用量。
另一方面影响到所需传热面积的大小。
即对操作费用和设备费用均有影响,因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。
目录第一章绪论 (1)1.1 精馏条件的确定 (1)1.1.1 精馏的加热方式 (1)1.1.2 精馏的进料状态 (1)1.1.3 精馏的操作压力 (1)1.2 确定设计方案 (1)1.2.1 工艺和操作的要求 (2)1.2.2 满足经济上的要求 (2)1.2.3 保证安全生产 (2)第二章设计计算 (3)2.1 设计方案的确定 (3)2.2 精馏塔的物料衡算 (3)2.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3)2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3)2.2.3 物料衡算 (3)2.3 塔板计算 (4)2.3.1 理论板数NT的求取 (4)2.3.2 全塔效率的计算 (6)2.3.3 求实际板数 (7)2.3.4 有效塔高的计算 (7)2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)2.4.1 操作压力的计算 (8)2.4.2 操作温度的计算 (8)2.4.3 平均摩尔质量的计算 (8)2.4.4 平均密度的计算 (10)2.4.5 液体平均表面张力的计算 (11)2.4.6 液体平均黏度的计算 (12)2.4.7 气液负荷计算 (13)2.5 塔径的计算 (13)2.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (15)2.6.1 溢流装置计算 (15)2.6.2 塔板布置 (18)2.7 筛板的流体力学验算塔板压降 (19)2.7.1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降 (19)2.7.2 提馏段筛板的流体力学验算塔板压降 (21)2.8 塔板负荷性能图 (23)2.81 精馏段塔板负荷性能图 (23)2.82 提馏段塔板负荷性能图 (26)第三章设计结果一览表 (30)第四章板式塔结构 (31)4.1 塔顶空间 (31)4.2 塔底空间 (31)4.3 人孔 (31)4.4 塔高 (31)第五章致谢 (34)参考文献 (35)第一章绪论1.1 精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。
理论塔板数的计算
2、方法: 从塔顶到塔底计算。
精馏段:
xDy1 平 衡 x1操 作 y2 平 衡 x2L xn xq
当xn <xq时,q为加料板,因q点为两点操 作线交点,加料板为提馏段一块板,所以精馏 段理论板数为(n-1)块板。
提馏段:(改用提馏段操作线)
xn x1' (加料板下流液相组成)
例、在一常压连续精馏塔内分离苯-甲苯混合 物,已知进料液流量为80kmol/h,料液中苯含 量40%(摩尔分率,下同),泡点进料,塔顶 流出液含苯90%,要求苯回收率不低于90%, 塔顶为全凝器,泡点回流,回流比取2,在操作 条件下,物系的相对挥发度为2.47。
求:分别用逐板计算法和图解法计算所需的 理论板数。
2)以上理论板数是用泡点进料的情况所得,则 xq=xF,如果不是泡点进料,这时xq≠xF,我们要 把两条操作线交点q坐标求出,当x≤xq,即为加 料板。
3)塔顶采用分凝器:
塔顶分凝器相当于第一块理论板(进一个 气相,出一个气相和一个液相);塔内第一块 板就成为第二块板。
D,yD V, y1
L, xL(2)相平衡方程 Nhomakorabea可写成:
x(y1)y2.47 y1.47 y
解: (1) 根据苯的回收率计算塔顶产品流量:
DFxF0.98 00.43k2m /hol
xD
0.9
由物料恒算计算塔底产品的流量和组成:
W F D 8 0 3 2 4 8 k m o l / h
x W F x F W D x D 8 0 0 .4 4 8 3 2 0 .9 0 .0 6 6 7
其中过q点的梯级为加料板,最后一个梯级 为再沸器。
塔内总共需要(m+n-2)块理论板。
化工原理课程设计-板式精馏塔设计资料教程
umax C
L V V
umax — 最 大 空 塔 气 速 , m / s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 , kg m 3
负荷系数
C
C
20
20
0 .2
( C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 )
( 3) 加 料 板 位 置 的 确 定
求 出 精 馏 段 操 作 线 和 提 馏 段 操 作 线 的 交 点 x q 、 y q , 并 以x q 为 分
界线,当交替使用操作线方程和相平衡关系逐板往下计算到
xn xq 且 xn1 xq 时 , 就 以 第 n 块 板 为 进 料 板 。
( 4) 实 际 板 数 的 确 定
对高发泡系统及高压操作的塔,停留时间应加长些。
故在求得降液管的截面积之后,应按下式验算液体在降液管内的
停留时间,即
A f H T LS
5.注意事项: 写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源; 每项设计结束后,列出计算结果明细表; 设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。
第二部分:筛板式精馏塔设计方法
一. 工艺计算 二. 设备计算 三. 辅助设备计算 四. 塔体结构 五. 带控制点工艺流程图
一.工艺计算
主要内容是(1)物料衡算 (2)确定回流比 (3)确定理论板数 和实际板数 (4)塔的气液负荷计算 (5)热量衡算
(1).堰 长 lW : 依 据 溢 流 型 式 及 液 体 负 荷 决 定 堰 长 , 单 溢 流 型 塔 板 堰
长 lW 一 般 取 为 ( 0 . 6 ~ 0 . 8 ) D ; 双 溢 流 型 塔 板 , 两 侧 堰 长 取 为 ( 0 . 5 ~
化工原理第九章液体精馏
FiF Li V I Li VI
由恒摩尔假定,不同温度和组成的饱和液体焓i和汽 化潜热均相等。
20
联立上二式,得 定义:
L L I iF F I i
q
I iF分子:1kmol原料变成饱和蒸气所需的热 I i 分母:原料的摩尔汽化热
可得
L L qF
V V (1 q)F
q为加料热状态参数 q=0,饱和气体(露点);q=0,饱和液体(泡点) q<0,过热蒸气;0<q<1,气液两相,q>1,冷液
不管加料板上状态如何,离开加料板的两相温度相
等,组成互为平衡。
V,I,ym
L,i,xm-1
物料衡算式
F,iF,xF
FxF V ym1 Lxm1 Vym Lxm 相平衡方程
ym f (xm )
3)精馏段和提馏段流量的关系
V’,I,ym+1
L’,i,xm
列加料板物料和热量衡算式
F LV LV
临界压强时,气液共存区 缩小,分离只能在一定范 围内进行,不能得到轻组 分的高纯度产品。
8
9.3 平衡蒸馏和简单蒸馏
D
9.3.1 平衡蒸馏
令W q, F
则D 1q F
物料衡算:F xF D y W x
F
F DW
xF
联立得:y q x xF q 1 q 1
热量衡算:忽略组成对比热影响,
2)对理想物系
A / B
pA / xA pB / xB
p
0 A
xA
/
xA
pB0 xB / xB
pA0
pB0
3)对物系相对挥发度 1和相差2 不大
m
1 2
(1
化工原理 第9章 液体精馏 典型例题题解(1)
第9章 精馏 典型例题例1:逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液,塔顶设有一平衡分凝器,自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后,液相摩尔数为汽相摩尔数的二倍,所得液相全部在泡点下回流于塔,所得汽相经全凝器冷凝后作为产品。
已知产品中含苯0.95(摩尔分率),苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。
试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。
解: 884.095.05.15.295.05.115.20000=⨯-=→=+=x x x x y DR=L/D=2905.03/95.0884.0323/95.032:11=+⨯=+=+y x y n n 精馏段方程845.03/95.0793.032793.0905.05.15.2905.05.15.22111=+⨯==⨯-=-=y y y x例2:板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的(含塔釜)的精馏塔分离含苯50%(摩尔分率,下同)的苯-氯苯混合物。
处理量F=100 Kmol/h ,要求 D=45 Kmol/h 且 x D >84%。
若精馏条件为:回流比R=1 ,泡点进料,加料位置在第二块理论板,α=4.10 ,问能否完成上述分离任务? 解:W=55kmol/h精馏段操作线方程:y n+1=0.5x n +0.42提馏段的操作线方程:Fq D R Wx x F q D R qFRD y w )1()1()1()1(--+---++=将相关数据代入得提馏段操作线方程:134.061.1-=x y 逐板计算:y 1=x D =0.84y 2=0.5×0.56+0.42=0.7057.0134.036.061.13=-⨯=y.22.05584.04550=⨯-=-=WDx Fx x Df w ()56.084.01.31.484.01111=⨯-=--=y y x αα36.07.01.31.470.02=⨯-=x22.024.057.01.31.457.03≥=⨯-=x所以不能完成任务。
精馏塔计算
逐板计算非泡点进料时精馏塔的加料板位置扬州化工学校徐忠娟申丽1.前言精馏塔的理论板层数的求取,通常采用两种方法:逐板计算法和图解法。
比较两种方法各有利弊:图解法简捷、方便但是准确性差;用逐板计算法得到的理论塔板数准确,不足的是计算过程复杂繁琐。
随着计算机知识的普及,学生掌握编程语言后,利用计算机瞬间即可完成繁琐的迭代运算,因而逐板计算法的应用也就越来越多。
无论是逐板计算法还是图解法,求取理论板层数,都需要确定加料板的位置。
2.加料板位置确定的原则图1 适宜的加料位置在图解法中适宜的加料板位置是以跨过两操作线交点的梯级来确定的。
如图(1)所示,当工艺条件和分离要求相同时,对于同一个塔,确定的加料位置不同,所需的理论塔板数不相同。
在图(1)的(a)中梯级已跨过精馏段操作线和提馏段操作线的交点d而仍在精馏段操作线和平衡线间作梯级,由于交点d以后精馏段操作线和平衡线间垂直距离较提馏段操作线和平衡线间的垂直距离小,作出的理论塔板数会增加。
反之若如图(1)中的(b)所示,在梯级尚未跨过两操作线的交点时就过早地更换操作线也同样会使理论塔板数增加。
只有当梯级刚跨过操作线交点就更换操作线作梯级如图(1)中(c)的所示,所得的理论板层数最少。
可见过迟或过早的更换操作线,都将导致理论板层数的增加。
同理逐板计算法中也存在该问题,在一般的化工原理教材中,介绍逐板计算法求理论板层数时,均以泡点进料为例,指出当计算到x N,≤x F 时(x F 为原料液的易挥发组分的摩尔分率),说明第N 层是加料板,那么对于非泡点进料状况又该如何确定,几乎不提。
许多学生碰到非泡点进料时,也用x N,≤x F 来确定加料板位置,结果是加料位置不适宜,导致理论板层数增多。
根据图解法中跨过两段操作线交点的梯级为适宜加料板位置的原则,结合多年的教学实践,我们总结出了最适宜的加料位置是该板的液相组成等于或略低于x q 。
其中x q 为精馏段操作线方程式和提馏段操作线方程式所联立的方程组解的x 值(相当于图解法中两操线交点的横坐标),当然,对于饱和液体进料,就有x q =x F 。
化工原理精馏实验(最终版)
化工原理实验精馏实验报告班级:化工1104姓名:吕游学号: 2011011105同组人员:刘晓林,许馨予,张少林实验日期:2011.4.18一、实验目的1、了解筛板式精馏塔的结构,学习数字显示仪表的原理及使用。
2、学习筛板式精馏塔的操作方法,观察汽液两相接触状况的变化。
3、测定在全回流时精馏塔总板效率,分析汽液接触状况对总板效率的影响。
4*、测定在全回流时精馏塔的单板效率。
分析汽液接触状况对单板效率的影响。
5*、测定部分回流时的总板效率,分析气液接触状况对总板效率的影响。
6*、测定精馏塔在全回流下塔体浓度(温度)分布。
带*项为教学大纲要求之外项目。
二、实验原理:在精馏过程中,由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液在塔板上多次部分汽化部分冷凝,进行传热与传质,使混合液达到一定程度的分离。
回流是精馏操作的必要条件,塔顶的回流量与采出量之比称为回流比。
回流比是精馏操作的主要参数,它的大小直接影响精馏操作的分离效果和能耗。
若塔在最小回流比下操作,要完成分离任务,则需要无穷多块塔板,在工业上是不可行的。
若在全回流下操作,既无任何产品的采出,也无任何原料的加入,塔顶的冷凝液全部返回到塔中,这在生产中无任何意义。
但是,由于此时所需理论板数最少,易于达到稳定,故常在科学研究及工业装置的开停车及排除故障时采用。
通常回流比取最小回流比的1.2~2.0倍。
1.塔板效率板式精馏塔中汽液两相在各塔板上相互接触而发生传质作用,由于接触时间短暂和不够充分,并且汽相上升也有一些雾沫夹带,因此其传质效率总不会达到理论板效果。
通常用塔板效率来表示塔板上传质的完善程度。
塔板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数。
影响塔板效率的因素很多,大致归纳为:流体的物理性质(如粘度、密度、相对挥发度和表面张力等)塔板结构以及操作条件等,由于影响塔板效率的因素相当复杂,目前仍以实验的方法测定。
a. 总板效率(或全塔的效率):反映全塔中各层塔板的平均分离效果,常用于板式塔的设计。
化工原理课程设计说明书 苯和苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计.
《化工原理》课程设计说明书苯-苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计院系:化学与化工学院专业:化学工程与工艺班级:09化工2班学号:0906210201姓名:武金龙指导老师:李梅摘要本设计的任务是设计用于分离苯-苯乙烯的浮阀精馏塔。
精馏是多级分离过程,即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
热量自塔釜输入,物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器,塔底设置再沸器时为间接加热,这种加热方式适用于各种物系,且被广泛使用。
由于本设计设置了再沸器,故采用间接加热。
板式塔的种类繁多,本设计采用浮阀塔,它是在泡罩塔的基础上发展起来的。
浮阀塔被广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中,塔径从200mm到6400mm,使用效果较好。
它具有处理能力大,操作弹性大,塔板效率高,压强小,使用周期长等特点。
确定回流比有图解法和逐板计算法,本设计采用逐板计算法,虽然计算过程较为繁琐,但计算精度较高。
理论板确定后,计算实际板数,再设计塔和塔板中所有的参数,初选塔板间距并计算塔径,这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的。
设计中采用平直溢流堰,因为这样可以使得塔板上具有一定高度的均匀流动的液层。
浮阀塔的开孔率设计中要满足一定的要求,即要确定合适的浮阀数,浮阀的孔径是由所选浮阀的型号确定的,浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定,阀孔的排列采用等腰三角形叉排。
最后是塔板负荷性能图中过量雾沫夹带线、液泛线、漏液线、液相负荷上、下限线的计算以及确定塔体结构。
目录第一部分概述 (5)一、设计目标 (5)二、设计任务 (5)三、设计条件 (5)四、设计内容 (5)第二部分工艺设计计算 (6)一、设计方案的确定 (6)二、精馏塔的物料衡算 (6)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)3.物料衡算原料处理量 (7)三、塔板数的确定 (7)1.相对挥发度的求取 (7)2.进料状态参数的确定 (8)3.最小回流比的确定 (8)4.操作线方程的求取 (9)5.全塔效率的计算 (9)6.实际板层数的求取 (10)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)1.操作压强计算 (10)2.操作温度计算 (10)3.平均摩尔质量计算 (11)4.平均密度计算 (11)5.液相平均表面张力计算 (12)6.求精馏塔的气、液相负荷 (13)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)1.塔径的计算 (14)2.精馏塔的有效高度的计算 (15)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)1.溢流装置计算 (15)2.塔板布置 (18)3.浮阀数与开孔率 (19)七、塔板的流体力学验算 (20)1.气体通过干板的压降 (20)2.雾沫夹带量的验算 (21)3.液泛的验算 (21)4.漏液的验算 (22)八、塔板负荷性能图 (22)1.漏液线 (22)2.过量雾沫夹带线 (22)3.液相负荷下限线 (23)4.液相负荷上限线 (23)5.液泛线 (23)九、附属设备的设计 (25)1.接管尺寸 (25)2.回流管尺寸 (25)3.塔底进气管尺寸 (25)4.加料管尺寸 (25)5.料液排出管尺寸 (25)第三部分设计结果汇总 (26)一、设计结果一览表 (26)二、工艺流程图 (28)三、设计总结 (29)参考文献 (29)第一部分概述一、设计目标分离苯—苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯与苯乙烯混合物的浮阀精馏塔,年处理量为2.4万吨苯与苯乙烯混合液,要求气液混合进料。
6.逐板计算法计算理论塔板数
《逐板计算法计算理论塔板数》教学设计
用泡点方程和相平衡方程描述塔板上的传递过程,对精馏过程的分析和计算是十分有用的。
讲授新知2、逐板计算法
逐板计算法通常从塔顶开始,
计算过程中依次使用平衡方程和
操作线方程,逐板进行计算,将每
块塔板上的气液相组成计算出来,
直至满足分离要求为止,从而确定
精馏塔所需理论塔板数。
对于连续精馏塔,从塔顶最上
一层塔板(序号为1)上升的蒸汽
经全凝器全部冷凝成饱和温度下
的液体,因此馏出液和回流液的组
成均为y1,即:y1=x D
根据理论板的概念,自第一层
板下降的液相组成x1与y1互成平
衡,由相平衡方程得:
1
1
1
(1)
y
x
y
αα
=
--
从第二层塔板上升的蒸汽组成
y2与x1符合操作线关系,故可用精
馏段操作线方程由x1求得y2,即:
21
11
D
x
R
y x
R R
=+
++
同理,y2与x2为平衡关系,
可用平衡方程由y2求得x2,再用精
馏段操作线方程由x2计算y3。
如此
交替地利用平衡方程及精馏段操
作线方程进行逐板计算,直至求得
的x n≤x F(泡点进料)时,则第n 层
理论板便为进料板。
通常,进料板
算在提馏段,因此精馏段所需理论
学生结合下图聆听讲解
归纳总结:
第一步:求取相平衡方程
第二步:求取操作线方程
第三步:交替使用相平衡方程和操作
线方程,求取全塔各板的气液相组
成。
化工原理-
➢ 因是理论塔板,由塔顶第一板下降的回流液组成x1 与该板上升蒸汽的组成y1符合气、液平衡方程。
x
y
1 ( 1)x
➢ 第二层塔板的组成符合精馏段操作方程
y
R
x x
R 1 R 1
依此类推,算到第n板的液相组成xn与加料板的组成
xf近似为止,即xn≤xf, 表明第n层为加料板;可做
为提馏板的第一层,故精馏段的理论板数为n-1,
较大
塔 径 在 1.5 米 一 下 效 率高,塔径增大,效率 会下降 对液体喷淋量有一定 要求
物,0<δ<1; (4)温度处于露点的饱和蒸汽,δ=0; (5)温度高于露点的过热蒸汽,δ<0. 表现在图上是提馏线向左移动
进料状况
五种进料对δ线的影响
δ值
斜率δ/(δ-1) 进料线位置
A,冷凝体
>1
+
B,泡点液体
=1
∞
C,汽-液混合 0~1
-
物
D,露点蒸汽
=0
0
E,过热蒸汽
<0
+
4-5 简捷法求理论塔板数
➢ 这种方法计算的结果较准确。
4-2 图解法
通常采用直角梯级图解法。其实质仍然是
以平衡关系与操作关系为依据,将两者绘在x-y
图上,便可图解得出达到指定分离任务所需的
理论塔板数及加料板位置。
图解步骤如下:
➢ ①作平衡线(x-y)与对角线
➢ ②作精馏段操作线,y
1
Rx R 1
x
R 1
即连
的直线 b
操作费
• 1线为“设备费~R”的关系式 • 2线为“操作费~R”的关系式 • 3线为“总费用~R”的关系式。 • 取总费用为最少的3线中的低点,一般取最小回流
化工原理精馏实验 北京化工大学
化工原理实验精馏实验报告实验日期:2014.5.5一、实验目的1、了解筛板式精馏塔的结构,学习数字显示仪表的原理及使用。
2、学习筛板式精馏塔的操作方法,观察汽液两相接触状况的变化。
3、测定在全回流时精馏塔总板效率,分析汽液接触状况对总板效率的影响。
4*、测定在全回流时精馏塔的单板效率。
分析汽液接触状况对单板效率的影响。
5*、测定部分回流时的总板效率,分析气液接触状况对总板效率的影响。
6*、测定精馏塔在全回流下塔体浓度(温度)分布。
带*项为教学大纲要求之外项目。
二、实验原理:在精馏过程中,由塔釜产生的蒸汽沿塔逐板上升与来自塔顶逐板下降的回流液在塔板上多次部分汽化部分冷凝,进行传热与传质,使混合液达到一定程度的分离。
回流是精馏操作的必要条件,塔顶的回流量与采出量之比称为回流比。
回流比是精馏操作的主要参数,它的大小直接影响精馏操作的分离效果和能耗。
若塔在最小回流比下操作,要完成分离任务,则需要无穷多块塔板,在工业上是不可行的。
若在全回流下操作,既无任何产品的采出,也无任何原料的加入,塔顶的冷凝液全部返回到塔中,这在生产中无任何意义。
但是,由于此时所需理论板数最少,易于达到稳定,故常在科学研究及工业装置的开停车及排除故障时采用。
通常回流比取最小回流比的1.2~2.0倍。
1.塔板效率板式精馏塔中汽液两相在各塔板上相互接触而发生传质作用,由于接触时间短暂和不够充分,并且汽相上升也有一些雾沫夹带,因此其传质效率总不会达到理论板效果。
通常用塔板效率来表示塔板上传质的完善程度。
塔板效率是体现塔板性能及操作状况的主要参数。
影响塔板效率的因素很多,大致归纳为:流体的物理性质(如粘度、密度、相对挥发度和表面张力等)塔板结构以及操作条件等,由于影响塔板效率的因素相当复杂,目前仍以实验的方法测定。
a. 总板效率(或全塔的效率):反映全塔中各层塔板的平均分离效果,常用于板式塔的设计。
(2-44)式中: ET ——总板效率 NT ——理论板数 NP ——实际板数全回流操作时理论板数可通过逐板计算或利用汽液平衡数据通过图解法求出。
化工原理课程设计精馏塔
化工原理课程设计任务书(一)设计题目在抗生素类药物生产过程中,需要用甲醇溶液洗涤晶体,洗涤过滤后产生废甲醇溶液,其组成为含甲醇46%、水54%(质量分数),另含有少量的药物固体微粒。
为使废甲醇溶液重复利用,拟建立一套填料精馏塔,以对废甲醇溶液进行精馏,得到含水量≤0.3%(质量分数)的甲醇溶液。
设计要求废甲醇溶液的处理量为 3.6万吨/年,塔底废水中甲醇含量≤0.5%(质量分数)。
(二)操作条件1)操作压力常压2)进料热状态自选3)回流比自选4)塔底加热蒸汽压力0.3Mpa(表压)(三)填料类型因废甲醇溶液中含有少量的药物固体微粒,应选用金属散装填料,以便于定期拆卸和清洗。
填料类型和规格自选。
(四)工作日每年工作日为300天,每天24小时连续运行。
(五)设计内容1、设计说明书的内容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)填料层压降的计算;6)液体分布器简要设计;7)精馏塔接管尺寸计算;8)对设计过程的评述和有关问题的讨论。
摘要甲醇最早由木材和木质素干馏制的,故俗称木醇,这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。
无色、透明、高度挥发、易燃液体。
略有酒精气味。
近年来,世界甲醇的生产能力发展速度较快。
甲醇工业的迅速发展,是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂,广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。
由甲醇转化为汽油方法的研究成果,从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。
近年来碳化学工业的发展,甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品,正在研究开发和工业化中。
甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。
目前,我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。
随着原油价格的进一步提升,作为有机化工基础原料——甲醇的价格还会稳步提高。
国内又有一批甲醇项目在筹建。
这样,选择最好的工艺利设备,同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。
化工原理下1.4 理论板计算(逐板、图解ppt课件
yB
xB
(
x x
A B
)
D
(
yA yB
)1
1(
xA xB
)1
1(
yA yB
)2
1
2(
xA xB
)2
1 1
2( 2
yyBA3)(3xxBA
)3
1 1
2 3( 2 3
yA yB
)4
W
(
xA xB
)W
(
yA yB
)n1
22
2. 最小回流一比、全回流和最小回流比
g
斜率
Rm in Rmin 1
yq
夹 紧 区
夹
R2
紧
点
R1
xW
xF xq
xD
23
一、全回流和最小回流比
(1)最小回流比的概念
对于一定分离任务,减小操作回流比,两操作 线向平衡线靠近,所需理论板层数增多。当回流比 减小到某一数值,两操作线的交点d落到平衡线上 时,若在平衡线与操作线之间绘阶梯,将需要无穷 多阶梯才能到达点d,相应的回流比即为最小回流 比,以Rmin表示。
(
xA xB
)n
N 1 m
(
xA xB
)W
(xA / xB )D (xA / xB )W
mN1
m N1 12 N+1
(N
1) lgm
lg
(xA (xA
/ /
xB )D xB )W
lg (xA / xB )D
Nmin
(xA / xB )W 1
《化工原理课程设计》板式精馏塔设计报告
《化工原理课程设计》报告4万吨/年甲醇~水板式精馏塔设计目录一、概述 (4)1.1 设计依据·································错误!未定义书签。
1.2 技术来源·································错误!未定义书签。
1.3 设计任务及要求 (5)二:计算过程 (7)1. 塔型选择 (7)2. 操作条件的确定 (8)2.1 操作压力 (8)2.2 进料状态 (8)2.3 加热方式 (8)2.4 热能利用 (8)3. 有关的工艺计算 (9)3.1 最小回流比及操作回流比的确定·········错误!未定义书签。
3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算错误!未定义书签。
3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (17)3.4 热能利用·····························错误!未定义书签。
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解
板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解王中麟(南京师范大学,南京,210042)摘要精馏是一种重要的工业单元操作,广泛用于石油、化工、轻工、制药、原子能等工业及生物工程、环境保护工程中。
精馏是一种高投入的操作。
其中塔板数和进料位置对投资、操作费用及产品质量影响重大。
主要讨论五种进料热状态下的进料口最佳位置的确定和精、提馏操作段内理论塔板数的确定。
关键词理论塔板;精馏操作段;提馏操作段;相平衡分类号TQ028. 13The Discussion of Determination about the Best Entrance of Raw Materials and the Number of Theoretical Plates inRectifying Tower/ Wang Zhonglin (Nanjing Normal University , Nanjing 210042 , P. R. China) / / Journal of NortheastForest ry University. - 2004 ,32 (2) . - 91~93Rectification is one kind of important unit - operation of indust ry , which has been used in wide - ranging of indus2t ry , such as oil indust ry , chemical engineering , light indust ry , pharmacy , indust ry of atom , bioengineering and engi2neering of environmental protection. Rectification is a kind of unit - operation that needs high cost . The number of theo2retical plates and ent rance of raw materials can affect the cost of investment and o peration as well as the quality of produc2tion greatly. The determination about the best ent rance of raw materials and the number of theoreticalplates in rectifyingsection and st ripping section with five kinds of heat - states is discussed.Key words Theoretical plate ; Rectifying section ; St ripping section ; Vapour - liquid phase equilibrium精馏在工业生产中是一种重要的,且应用非常广泛的传质单元操作。
精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)讲解
x D = y1
x 根据 x y 根据 y x 根据 x y
相平衡方程求
1
1
精馏段操作线方程
相平衡方程求
2
2
2
精馏段操作线方程
2
3
xn-1
yn
精馏段操作线方程
相平衡方程求
yn
x n≤ x d
直到xn xd(xd为两段操作线交点坐标x数值)时,说明第n 层板为加 料板,该板应属于提馏段。因此精馏段所需理论板数为n -1块。
理论塔板数与哪些参数有关? 与物料量的多少是否有关?
NT f xF , xD , xW , q, R,
与进料位置也有关,提前进料和推迟进料都会使理论塔板数增多
某理想混合液用常压精馏塔进行分离。进料组成含 A81.5%,含B18.5%(摩尔百分数,下同),饱和 液体进料,塔顶为全凝器,塔釜为间接蒸气加热。 要求塔顶产品为含A95%,塔釜为含B95%,此物系 的相对挥发度为2.0,回流比为4.0。 试用(1)逐板计算法,(2)图解法分别求出所需 的理论板层数及进料板位置。
根据 y2 xm-1 ym
相平衡方程求
提馏段操作线方程
相平衡方程求
如此重复计算直至xm xW为止。由于离开塔釜的汽液两相组成达到平 衡,故塔釜相当于一块理论板,提馏段所需的理论塔板数为m-1块。
WxW L y m1 xm L W L W
x A yA 1 ( 1) x A
全塔所需的理论塔板数NT为
N n m 2
T
(不包括塔釜) (包括塔釜)
N n m 1
T
2、图解法 图解法求理论塔板数的基本原 理与逐板计算法相同,所不同的 是用相平衡曲线和操作线分别代 替相平衡方程和操作线方程。用 图解法求理论塔板层数的具体步 骤如下: (1)绘相平衡曲线 (2)绘操作线 绘出精馏段 操作线和提馏段操作线
化工原理理论塔板计算
精馏过程的物料衡算和塔板数的计算一、理论塔板连续精馏计算的主要对象是精馏塔的理论塔板数。
所谓的理论塔板是指气液在塔板上充分接触,有足够长的时间进行传热传质,当气体离开塔板上升时与离开塔板下降的液体已达平衡,这样的塔板称为理论塔板。
实际上,由于塔板上气液接触的时间及面积均有限,因而任何形式的塔板上气液两相都难以达到平衡状态,也就是说理论塔板是不存在的,它仅是一种理想的板,是用来衡量实际分离效率的依据和标准。
通常在设计中先求出按生产要求所需的理论塔板数N T然后用塔板效率η予以校正,即可求得精馏设备中的实际塔板数N P二、计算的前提由于精馏过程是涉及传热、传质的复杂过程,影响因素众多。
为处理问题的方便作如下假设,这些就是计算的前提条件。
(1)塔身对外界是绝热的,即没有热损失。
(2)回流液由塔顶全凝器供给,其组成与塔顶产品相同。
(3)塔内上升蒸气由再沸器加热馏残液使之部分气化送入塔内而得到。
(4)恒摩尔气化在精馏操作时,在精馏段内,每层塔板上升的蒸气的摩尔流量都是相等的,提馏段内也是如此,即:精馏段:V1 = V2 = …………=Vn= Vmol/s(下标为塔板序号,下同)提馏段:V′n+1 =V′n+2 =…………=V′m= V′mol/s但Vn不一定与V′m相等,这取决于进料状态。
(5)恒摩尔溢流(或称为恒摩尔冷凝)精馏操作时,在精馏段内每层塔板下降的液体的摩尔流量都是相等的,提馏段也是如此,即:L1 = L2=…………= L n = L mol/sL′n+1= L′n+2=………… = L′m= L′ mol/s但L不一定与L′相等,这也取决于进料的状态。
(6)塔内各塔板均为理论塔板。
三、物料衡算和操作线方程1、全塔物料衡算图4-10 全塔物料衡算示意图如图4-10所示,设入塔进料流量为F,轻组分含量为x F,塔顶产量流量为D,轻组分含量为x D,塔底产品流量为W,轻组分含量为x w,流量单位均为mol/s,含量均为摩尔分率。
化工原理课后习题答案第八章 蒸馏习题答案
习题相平衡1.已知甲醇和丙醇在80℃时的饱和蒸汽压分别为181.13kPa 和50.92kPa ,且该溶液为理想溶液。
试求:(1)80℃时甲醇与丙醇的相对挥发度;(2)若在80℃下汽液两相平衡时的液相组成为0.6,试求汽相组成; (3)此时的总压。
解:(1)甲醇与丙醇在80℃时的相对挥发度557.392.5013.181===o BoA p p α(2)当x=0.6时 ()842.06.0)1557.3(16.0557.311=⨯-+⨯=-+=x x y αα(3)总压kPa yxp p o A 07.129842.06.013.181=⨯==2.已知二元理想溶液上方易挥发组分A 的气相组成为0.45(摩尔分率),在平衡温度下,A 、B 组分的饱和蒸汽压分别为145kPa 和125kPa 。
求平衡时A 、B 组分的液相组成及总压。
解:对二元理想溶液的气液平衡关系可采用拉乌尔定律及道尔顿分压定律求解。
已知理想溶液 ,45.0y =A 则0.5545.0-1y 1y A B ==-= 根据拉乌尔定律 A oA A x p p = ,B oB B x p p = 道尔顿分压定律 A A p p y = ,B B p p y = 则有 o A A p p x A y =,op p x BBB y = 因为 1x x B =+A所以 1p y p y 0B BA =⎪⎪⎭⎫⎝⎛+o Ap即 11250.551450.45=⎪⎭⎫ ⎝⎛+p可解得 p =133.3 kPa 则液相组成 414.014545.03.133y A =⨯==oAA p p x586.0414.01x 1A B =-=-=x3.苯(A )和甲苯(B )的饱和蒸气压和温度的关系(安托因方程)为24.22035.1206032.6log +-=t p oA58.21994.1343078.6log +-=t p oB 式中oA p 单位为k a P ,t 的单位为℃。