分离工程课程设计_烷烃精馏

分离工程课程设计_烷烃精馏

四.塔的设计计算

4.1.物料衡算

20 10000 1000

=405kmol/h

58 0.4 72 0.25 86 0.2 100 0.15

物料的年处理量=

（1） 选正戊烷为轻关键组分，选正己烷为重关键组分，

（2） 由安托因经验公式：㏑p*=A-

* p单位kpa,T为开尔文温度。 T C

查化工热力学附录的相关数据：nC5 A=6.6895 B=1339.4 t=-19.03 0 nC6 A=6.9835 B=1549.94 t=-19.15

( 3 ) 设塔顶温度td=74℃，p=0.4Mpa

分离工程课程设计_烷烃精馏

∴取塔底温度td=69℃

（4）设塔底温度tw=140℃ p=0.4Mpa

取塔底温度tw=137℃

（5）以不清晰分割校核：以nC6为关键组分，各组分平均相对挥发度，用

泡点方程计算如下。

分离工程课程设计_烷烃精馏

代入汉斯特别克公式得到

lg(d)

w

i

=lg(

dlgdd﹛lg()-lg()﹜ )i+

hlg lhwlwh

lg2.44

0.127

=-1.0607+

=7.44㏒ ih-1.0607

（6）塔顶温度td=69℃，校核列表如下：

塔底温度tw=137℃，校核列表如下

分离工程课程设计_烷烃精馏

4.2.最小理论塔板数

xl xh

lg

xh xl Nm= lg lh

0.3640.530 lg () ()

0.030.029

= lg4.54

=3.59 4块

4.3.确定回流比

塔顶塔底平均温度t=(71+134)/2=102.5℃ 以庚烷为对比组分各组分的相对挥发度 i，p=0.4Mpa,t=102.5℃

采用泡点进料e=0,通过试差法求 。取

0=（ ih il）/2=3.2

分离工程课程设计_烷烃精馏

Rm+1=+++

10 2.454.38 2.452.03 2.451 2.45

=0.8026+0.8261-0.145 =1.4836

Rm=0.4836,取R 1.6Rm=0.7737

4.4.塔理论板数

1 54.4x x 1 R 利用莫尔坎经验公式y 1 exp ，其中 x

R 1

11 117.2x

N y ，y=0.5代入求得N=9块

N 1

该塔平均操作温度t=102.5℃，

lh=4.54.

lh l=4.54 0.14=0.6356

由奥康奈尔图查得总板数效率ηT = 0.54 实际塔板数 Na= NT/ηT = 9/0.54= 16.7 17块 4.5.进料板位置

：泡点进料可由柯克布莱德

分离工程课程设计_烷烃精馏

2

W xn

lg 0.206lg xh l,W m D xl F xh,D

=1.14

所以 17=m+1.14m+1. 即m=3.57，n=9-3.57=5.43 。

精馏段共5.43块精馏板，提馏段将进料板并入，扣除重沸器之后，共块4.43块理论板。 精馏段实际塔板数：Na=n/ηT=4.43/0.54=8.2 9块。 提馏段实际塔板数：Na=17-9=8块

4.6.物料的性质计算

( 1 ) 求气液负荷

L = RD = 0.7737×267.3=206.88kmol/h V = (R+1)D = 1.7737

267.3=474.27 kmol/h

L′= L+F = 206.88+405=611.88kmol/h V′= V = 474.27Kmol/h ( 2 ) 平均摩尔质量计算 塔顶均摩尔质量计算

塔底平均摩尔质量计算.

分离工程课程设计_烷烃精馏

全塔平均摩尔质量： Mvm=(63.95+88.34)/2=76.15 kg/mol Mlm=(68.41+91.83)/2=80.1 kg/mol ( 3 ) 平均密度计算

气体平均密度计算：由理想气体状态方程计算，则：

PM

vm=

RT

400 76.15

= =9.753kg/m8.314 (102.5 273.15)

3

液体平均密度计算:依下式计算，即 1/ Lm=∑Ai/ i。

塔顶液体的平均密度计算；由td

=71℃查手册得：

ldm

=1/ 0.001851=540.37 kg/m3

塔底液体的平均密度计算：由

tw

=134℃查手册得：

3

lwm= 1/0.001687= 592.94 kg/m

分离工程课程设计_烷烃精馏

全塔液相平均密度为

lm=（592.94+540.37）/2=566.66 kg/m

3

( 4 ) 液体平均表面张力计算。 液体平均表面张力计算依下式计算：即

塔顶液相平均表面张力的计算：（

lm xi i。

td

=71℃，查手册得）

塔底液相平均表面张力计算：

tw

=134℃查手册得

全塔液体表面张力计算：

lm=（8.044+9.318）/2=8.678 10 3 N/m

( 5 ) 液体平均粘度的计算：即lg lm

塔顶液体平均粘度计算：

xilg i

td

=71℃，查手册得

分离工程课程设计_烷烃精馏

ldm=0.1259 mPa/S.

塔底液相平均粘度计算：

tw

=134℃查手册

lwm=0.089 mPa/S.

液体平均粘度 lm=（0.089+0.1259）/2=0.1075 mPa/s

4.7.精馏塔的工艺尺寸计算。

( 1 ) .塔径D的计算。

全塔的气相体积流率：

V

s

=474.27 76.15/3600 9.753=1.03m3/s

全塔的液相体积流率：

Ls

3600 /

平l平

611.88 80.12/3600 566.66 0.024m3/s

1

Ls ●液气流动参数，FP=()(L)2 Vs V ●初选塔板间距为HT=0.45m，取板上液层高hl=0.07 m

● 液滴沉降高度HT hl=0.45-0.07=0.38m

●由液气流动参数Flv及液滴沉降高度HT hl，查Smith关联图，可得液相表面张力为20mn/m的C20=0.07

由现在的工艺条件校正得：C C20

20

0.2

8.678

0.07

20

0.2

0.0592.

分离工程课程设计_烷烃精馏

●

液泛气速umax 0.0592 0.45m/s ● 取设计泛点速率为0.8，计算空塔气速μ. μ=0.8umax =0.8×0.45=0.32 m/s ●初选塔径

D

/

1.9m

，经圆整取塔径

D

/

=2.0m

●实际空塔气速求取 u

/

4s

d

2

=4 1.03/3.14 22=0.328 m/s

D2

●塔截面积：AT= =3.14 m2

4

●塔的有效高度：Z=N HT=17 0.45=7.7m ( 2 ) .塔板设计

确定塔板溢流形为单溢流，降液管形状为弓形。 ●溢流堰尺寸，根据以上数据，确定单溢流堰长Lw

L

w

D LwD 2.0×0.7=1.4m

/

●取降液管底隙液体流速：uo=0.2 m/s

h0

LsLw u0

/

0.024

0.086m

1.4 0.2

●求降液管宽度及截面积Af

由Lw/D=0.7 查化工原理得 wd/D 0.142 则wd=0.284m

取

A

f

T

0.09 Af=0.2826m2

●求液体在降液管内的停留时间

分离工程课程设计_烷烃精馏

L

f

s

T

0.2826 0.45

5.3s 5s，能够符合要求

0.024

● 取塔板泡沫区宽度wc=0.08m，取边缘区宽度ws=0.06 m。 ● 鼓泡区面积Aa

x

Aa 2 x R2 sin 1

180 R x d/2 wd ws =1-0.284-0.08=0.708m R

D

2wc

0.708 2

则Aa 2 0.708 0.952 sin 1 2.4m

180 0.95 ● 初选浮阀个数

F0=10 d0=0.39m

由式F0 u u0

其中u0为气体通过阀孔的速度，F0为气体通过阀孔时的功能因数， 为气体密度

u0

3.2m/s ● 浮阀数以及排列方式.

浮阀个数 Nf

4

s

d02 u0

1.03 4

270

0.0392 3.2

浮阀排列采用等腰三角排列，取同一横排的的孔心距t=0.075m， 则排间距t

N

af

2.4/(270×0.075)=0.12m

●校核开孔数及孔速 uo

4

s

f

d02 N

1.03 4

3.195m/s 2

0.039 270

分离工程课程设计_烷烃精馏

●阀孔动能因数

F0 3.195

10 与前面假设一致 开孔率

0.328 100 03.195

4.8.塔板的水力学计算 ●气体通过浮阀塔板的压强降

73 (1)干板阻力 uoc

11.825

L

3.01 u0，故符合要求

hC

2

5.34 u0

2g

5.34 9.753 3.1952 0.05m

2 9.81 566.66

(2)板上充气层的阻力hR，该混合物为碳氢混合物，取充气系数 0=0.45 hR= 0hL=0.45 0.07=0.0316m (3) 克服液体表面张力所造成的阻力h

2 2 0.008678

0.00008m Lgd0566.66 9.81 0.039

(4) 由以上三项阻力之和求得塔板压降所相当的液柱高度 hP hR hL h 0.05 0.0315 0.00008 0.0815m 单板压强降 p=hp Lg=0.0815 566.66 9.81 453.5pa ● 液泛验算

（1） 该塔不设进口堰，故液体通过降液管压降

0.0242

) 0.00608m hd 0.153(s)2 0.153 (

1.4 0.086L

h0

（2） 降液管中当量清液高度

Hd hd hL hp 0.00608 0.0815 0.07 0.1577m 一般物系取 =0.5，出口堰高度hw=0.05m又HT 0.45m 则Hd 0.1577m<0.5 (0.05+0.45)=0.25m

分离工程课程设计_烷烃精馏

● 雾沫夹带 取K=1.0

泛点率

Fb

ZL D 2ws 2 2 0.08 1.84m

Ab 2 3.14 2 0.2826 2.5748mAT2Af

查《传质过程及设备》得CF 0.128

泛点率

Fb

=0.6<0.8 故满足ev 0.1kg液体/0.1kg空气

● 严重漏液校核， （1）当阀孔的功能因数

F

<5时会发生严重泄漏取

F

=5求相应的孔

u0

（2）稳定系数

/

1.6m/s

K 0

/

u

o

3.192

2.0 1.5故不会发生严重泄漏 1.6

4.9.塔板负荷性能图

（1）过量液沫夹带线关系式，取 =0.8 F1 = 化

简

0.1323 s 2.5s

0.3296

0.8

33

0.01m/s， 1.811m/sVsLs

得

V 2 .0L1

s

s

。

L

s

3

0.015m3/s，Vs 1.7165m/s

3

。Ls 0.02m3/s， 1.622m/s Vs

m3/s

（2）液相下限关系式，堰上液头高度必须大于0.006m取how=0.006m E=1.0

分离工程课程设计_烷烃精馏

由式h 2.84 10

ow

3

Lh E

lw

23

0.006，解得Lh=4.3m3/h=0.0012m3/s

（3）严重漏液关系式，阀孔的功能因数F0<5时会发生严重泄漏取F0=5求临界值

V

V

h

3600Nh

f

Au

0 3600N0

f

4d

20

3600 270

4

0.0392

3

1858m3/h=0.516m/s （4）液相上限关系式 5s

时

降

液

管

最

大

流

量

33

=0.516m/s 3600/5 720 0.2826 0.45 91.56m/hLhAfHT

（5）降液管液泛线的关系式

Hd hw how hf HT how

为避免降液管液泛的发生应使Hd HT how ，经简化由

HT how hP hL hd在变形可得出Vs与Ls的关系式即aVs b cLs dL

s

2

2

23

其中

a 1.91 105

N

L

2

1.91 105

9.753

0.0452

566.66 270

,

b HT 1 0 hw 0.5 0.45 0.5 1 0.45 0.05 0.1775m

c

0.153

lh

w

220

0.153

10.56

1.42 0.0862

d 1 0 E

0.667

L

23w

1 0.45 1.0

2

0.667

1.4

2

23

0.773

23s

带入以上数值的：vs 3.94 234.67Ls 17.2L

分离工程课程设计_烷烃精馏

由以上数据作塔负荷性能图如所示 4.10.热量衡算

（1）塔顶冷凝器td

=71℃查手册得

r=17.84 0.606+23.55 0.364+27.78 0.03+33.63 0.00014 =20.264 kJ/mol Q

c

R 1 Dr=1.7737 267.39 20.264kJ/h

分离工程课程设计_烷烃精馏

（2）塔底再沸器tw

=134℃查手册得

r=3.67 10 12 9.566+0.0298 18.06+23.32 0.530+0.4402 29.018

= 25.67kJ/mol

Q rV 25.67 611.88 1.57 108kJ/h 4.11.接管的计算 （1）进料管

进料管流率F 405kmol/

h,平均分子质量为73.4，密度566.66kg/m3 进料管体积流率LF 进料管管径dF （2）塔顶蒸汽管

塔顶蒸汽出口流率：V=474.27kmol/h,平均摩尔质量63.95kg/kmol 密度

405 73.4

52.46m3/h取管流速uF 0.6m/s

566.66

/

0.18m

顶，汽

PM400 63.95

8.94kg/m3 取u顶 20m/s RT顶8.314 71 273.15477.27 63.95 3392.6m3/h d顶，出 0.24m

8.94 Vs

（3）回流管

回流管流率L 206.88kmol/h ,平均摩尔质量68.41 kg/kmol 密度 回 540.37kg/m3 Vs

206.88 68.41

26.2m3/h 取uR=2m/s

540.37

分离工程课程设计_烷烃精馏

回流管管径dR

0.068m

（4）釜液出口管：W=137.61kmol/h,密度592.94kg/m3，平均摩尔质量80.12kg/kmol取u=0.8m/s，Lw

137.61 80.12

18.6m3/h

592.94

釜液出口管径dw

0.09m

（5）塔底经再沸器后蒸汽出口接管

V 611.88kmol/h,平均摩尔质量88.34kg/kmol,密度 9.753kg/m3

Lv

d

//

611.88 88.34

5542.24,m3/h

9.753

，取

u=16m/s,

0.35m

4.12.塔高

H n nF nP 1 HT nFHF nFHT nPHP HD HB H1 H2 n---------塔板总数 n

P

n------------进料板数

F

P

HF---进料板处板间距 n-----人孔数

Hp-----人孔处板间距 HD------塔顶空间高度 HB-----塔底空间高度 H1-------封头高度 H2-----裙座高度

HF=0.45m，取nF=1，np=3，Hp=0.6m, HD=1.5HT=0.m, HB=3.0mm, H1=0.3m H2=3.0m 所以

塔高H=(17-1-3-1) 0.45+1 1.0+3 0.8++2 0.45+3.0+0.3+3.0=16m

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/sex4.html