精馏塔的工艺计算

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

2.由Fenske公式计算

m

N

lg lg LK HK

LK HK

d 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 F

i

m i i D m m i x q R x R a a q a a q ü?=-?-?

y?

=?

-?t??

4.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 ，()()

1Nm

HK i i HK HK i Nm

HK i HK

HK 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

0.206

2

,,,,HK F LK W

R 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0.5668

0.750.75Y X

=-

式中1m R R X R -=

+ ，1

m

N 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 。 2. 由塔顶和塔釜的温度，用线性内插得中间各级的温度初值。由塔顶和塔釜的压力，用线性

内插得中间各级的压力初值。

()()()()()()()()

D W D D W D T T T T j 1/N 1P P P P j 1/N 1j j =+-?-=+-?-

3. 用托马斯法求出各组分的,i j x

,1111

,2222

2,111

,11,i i i j j j

j j

N N N i N N N N

i N

N x D B C x D A B C x D A B C B C A x D A B x D -----轾轾轾犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏

犏犏犏=犏

犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏犏臌

臌

臌

式中1

11

()j j j m m m m A V F U W V -==+---?，(2)j

N ＃

11,1()()j j j m m m j j j i j m B V F U W V U V W K +=轾

=-+---+++犏犏臌

，(1)j

N ＃

1,1j j i j C V K ++=，(11)j N ＃- ,j j i j D F z =-，(1)j

N ＃

4. 则上步求得的液相组成和初始压力泡点计算得到各块塔板的温度j T

SY j

,1

G

=10c

i j i y =-=?

5. 比较计算出来的j T 与假设j T 是否有变化，若有变化则迭代j T 重新计算

6. 由各级的温度进行热量衡算（H 方程）得j V 和j L

由1j j j j j V V a b g ++=计算j V ，其中1j j j h H a -=-

1j j j H h b +=-

()()111

,11()()j m m m j

j F j

j j j m j F W U V h h Fj hj H

W H h Q g --=轾

=----+-+-+犏犏臌

由()111

V j

j j m m m m L F W U V +==+---?求得各级j L

7. 比较计算出的j V 和j L 与原来的值是否有变化，若有则迭代j V 和j L 重新计算

8. 计算塔出料含量是否达到分离要求，若达到分离要求则当前理论塔板数N 、汽液相流率

j V 、j L 各块塔板的温度j T 和压力j P 即为所求结果，若没有达到则调整理论板数和加料位

置重新计算

精馏塔的严格计算框图

计算过程的True Basic程序程序运行结果：

运行结果列表如下：

精馏塔的设计

本章节将根据第五章计算结果进行塔的设计。 6．1 精馏塔Ⅰ（筛板塔）的计算

对于塔Ⅰ，本设计根据产品及生产产品所需要的原、辅材料和实际生产需要，拟选用筛板塔。

在此，选用筛板塔有以下优点： 1、 结构简单，制造维修方便； 2、 生产能力大，可

以满足生产需要； 3、 具有满足工艺生产条件的操作弹性； 4、 工程上，造价较其他类型的塔低。

本设计中，蒸汽负荷因子C 的值可由Smith 图（此图是按照液体的表面张力20mN m s =时的经验数据绘制而成的）查得。当塔内液体的表面张力不为20mN m 时，由图上查出的C 值可按下式进行校正：

0.2

2020

C C s s

骣琪=琪桫

其中：20C 为表面张力为20mN m 时的C 值；C σ为表面张力为σ时的C 值；σ为物系的液体表面张力mN/m 。

精馏塔的工艺条件及有关物性的计算

平均操作温度

27

1

1335.063927j j T T K ===?

平均操作压力

27

1

1172.578627j j p p Kpa ===?

平均气相摩尔流量

26

1

185.95095/26V j j n V Kmol h ===?

平均液相摩尔分数

26

11,110.00910526j j x x ===?

26

22,110.44205726j j x x ===?

26

33,1

10.54901826j j x x ===?

液相质量流量:

()263

,,11

1 4.37226L i j i j i

j i W L x M Kg s ==骣=创=琪桫邋

气相质量流量：

(

)

263

,,11

1 3.61626V i j i j i

j i W V y M Kg s ==骣=创=琪桫邋

气相混合物的分子量：

()

263

,11

126V i j i

j i M y M Kg Kmol

==骣==152.163琪桫邋

液相混合物密度：

()

30,1113

1300.0066681133.8396760.4214421257.2280.571891392.0769*******.495/c

c

L i i i j i i i j a a Kg m r r r ===骣骣琪琪= ??琪琪桫

桫==邋?

气相混合物密度：

3

3172578.6152.163109.426/8.3145335.0639

V V PM Kg m RT r -创===′

塔内液体体积流速：

34.3723600

12.13/1297.495

L h L W L m h r ′=

== 塔内气体体积流速：

3V 8.3145335.063985.950951000/3600

0.3854/172578.6

s n RT V m s p 创?=

==

塔径的计算

无量纲流动参数

0.103LV F = 根据板式塔塔板间距的标准系列，取塔的板间距350T H mm =，板上液层高度55L h mm =，则：

35055295T L H h mm -=-=

史密斯关联图

查Smith 图得：物系表面张力为20mN m 时，以LV F 为横坐标查得蒸汽负荷因子

200.056C =

塔内流体的表面张力：

112233

0.00910510.42980.0.44205713.3395090.54901815.051514614.2553x x x mN m

d d d d =++ = =

故有：塔Ⅰ内蒸汽负荷因子0.2

0.2

2014.2553

0.0560.052

2020

C C s s

骣骣琪琪==?琪

琪

桫

桫

最大允许气速：

max 0.0520.608/u C m s

s

==?

取安全系数为0.6，则

max 0.60.60.6080.365u u m s ==?

塔径

忽略降液管所占截面，则

1.16m

D = =

=圆整得：=1.2D m 塔截面积：()2

22' 1.2 1.13144

T A D m p p ==? 空塔气速：'8.3145335.063985.950951000/3600u'0.341/''p 1.131172578.6

S V T V n RT m s A A 创?=

===′ 为了便于安装、检修和清洗，将塔板分成三块，装到焊在塔体内壁的塔板固定构件上。

溢流装置计算

溢流堰堰长w l ：

根据液流型式的参考数据，本设计欲采用单流型液流型式。依据本设计的单流型液流型式和液体负荷，我们欲采用塔板堰长=0.8=0.8 1.2=0.96w l D m ′ 溢流堰堰上液层高度ow h ：

堰上液层高度应适宜，太小则堰上液体均布差；太大则塔板压力增大，雾沫夹带增大。本设计采用平直堰

液流收缩系数计算图

由液流收缩系数图查得液流收缩系数=1.01E 堰上液层高度：

()

2

2

3

3

2.84 2.8412.13

= 1.01=0.0150.006,0.06100010000.96h ow w L h E l 骣

骣琪

琪=创?琪琪桫

桫

故：本设计可以采用平直堰，平直堰的堰上液层高度=0.015ow h m 溢流堰高度：

L ow =h h 551540w h mm

-=-=

降液管的设计：

采用弓形降液管，则降液管宽度

1.2

0.242

2

d D W m

=-=-=

降液管截面积

12122

sin ()

1()18022

0.96

sin (

)

1.211.2 3.14159265()0.96

18022

0.1613m w f w

l D D A l p --=创-创 =

创-创 =

液体在降液管中停留时间

液体在降液管要有足够停留时间，否则易出现气泡夹带，一般液体在降液管中的停留时间不小于5秒。本设计中

360036000.16130.35

16.75512.13

f T

h

A H s s L q 创=

=

=>

故降液管设计合理 降液管底隙高度0h

若不设进口堰，则应使降液管底隙高度比溢流堰高度小6mm,以保证降液管底部的液

封。对弓形降液管，可则下式计算底隙高度

00

3600h

w L h l u =

式中0u 为液体通过降液管底部时的流速，通常取值范围为0.07~0.4m,本设计中取0u 为

0.12/m s ，则

0012.13

0.029*********.960.12

s w L h m l u =

==创

00.0400.0290.0110.006w h h m m -=-=>

故降液管底隙高度设计合理

对于单流型塔板，开孔区面积为21a 2sin 180o

x

A r r p -骣琪=琪桫

在此，安定区宽度为：0.070m s W = 边缘区宽度为：0.040m c W =

则有：() 1.2

(0.240.07)0.29022

1.20.0400.56022

d s c D x W W m D r W m ì=-+=

-+= ??í?

=-=

-= ??

则开孔区面积：

21a 2

12

2sin 180 3.141592650.29020.2900.560

sin 1800.5600.6193o

o x

A r r m p --骣琪=琪桫轾骣犏琪 =?创琪

犏桫

臌

=

受液盘：

采用凹型受液盘，深度取为50mm,受液盘面积等于降液管面积，即

2

0.1613f A A m ￠==

无效区：

在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘区域供支撑塔板的边缘之用，称无效区。本设计宽度取为50mm 。为防止液体经边缘区流过而产生短路现象，在塔板上沿塔壁设置旁

流挡板。

筛板的筛孔和开孔率

筛孔的孔径0d ：

孔径0d 的选取与塔的操作性能要求、物系性质、塔板厚度、材质及加工费等有关。本设计采取孔径为6mm 的筛孔，即06d mm = 。 孔中心距t ：

本设计中筛孔在筛板上按正三角形排列，取孔中心距

033618t d mm ==? 。

开孔率：

开孔率φ是指筛孔总面积A o [m 2]与开孔面积A a [m 2]之比，一般,开孔率大,塔板压降低,雾沫夹带量少,但操作弹性小,漏夜量大,板效率低。本次设计中，开孔率：

()02200.9070.907=

0.1013

a A A t d j ===

筛孔数目n 为a 22

1.155 1.1550.6193

n 2208t 0.018

A ′=

==个 气体通过阀孔的气速:

000.3854

6.16/0.1010.6193

S V u m s A =

==′ 筛板厚度：

依据氯离子等具有腐蚀性的粒子对不同材质的腐蚀能力和塔盘结构尺寸，本次设计选用4mm 厚的碳钢。

实际塔板数的确定

塔板总效率：

在全塔平均温度335.0639K 时，查得220.1749SiH Cl mpa s m =?，30.2443SiHCl mpa s m =?，

40.3350SiCl mpa s m =?，混合液的黏度为

3

1

()0.0091050.17490.4420570.24430.5490180.33500.2935L Li i i x mpa s m m ===

在全塔平均温度346.9806K 时，查得轻关键组分3SiHCl 和重关键组分4SiCl 的饱和蒸汽压各为

30.2595s SiHCl p Mpa =，40.1179s SiCl p Mpa =，则平均相对挥发度为

34

0.2595

2.2010.1179

s SiHCl s SiCl p p a =

=

=

依据O ’connell 精馏塔全塔效率关联图（回归方程：0.2450.49()a L E am -=），可得：

塔Ⅰ的全塔效率：0.2450.2450.49()0.49(2.2010.2935)0.55a L E am --==创

= 故：塔Ⅰ的实际塔板数：26

4855%

T a N N E =

== 块 进料口为第N 0 块板，其中0013

2455%

T a N N E =

==块 筛板的力学检验

1. 塔板压降

对精馏过程，适当加大 板上液层，虽然塔板压降增大了，但汽液接触时间加长，传质效率提高，原则上保证较高板效率的前提下，减小板压降。 干板阻力c h 计算： 由0/ 1.5d d =查图得0c =0.78

2

v 002 0.051/u /c 0.051(9.429/1297.495)(6.16/0.780)0.020c L h m

r r =?=创=（）（）

气体通过液层的阻力H l 计算：

()a s T f V /A 2A 0.3854/(1.13120.1613)0.477m /s?

u =-=-?

动能因子为u 0.477 1.5a F ==?查《化工原理》（下册）充气系数与动能因子关系图得0.60b =，则

l ow H (h )0.600.0550.033m w h b =+=?（液柱）

液体表面张力的阻力计算h s 计算：

3

04414.2553100.00075m gd 1297.4959.810.006L h s s r -创===创液柱

气体通过每层塔板的液柱高p h ： 按下计算p h c l h h h s =++，则

p h 0.0200.0330.000750.05375c l h h h m s =++=++=液柱

则气体通过每层塔板的压降为

0.053751297.4959.81684.2p p L p h g pa r D ==创=

该值较合理

2.筛板塔液面落差

对于筛板塔由于没有突起的汽液接触构件，故液面落差较小。且本设计中的塔径和液流量均不大，故忽略液面落差。 3.液沫夹带

液沫夹带量由下式计算

6

3.2a f u 5.710e ()h V L T H -′=-σ (kg 液/kg 气)

其中， 2.5 2.50.55 1.375f L h h m ==?，则

63.2

3

5.710

0.477e ()0.0009014.255310

0.350.1375

V K g K g K g K g

--′==?液/气<0.1液/

气 本设计液沫夹带量在允许范围内.

4.漏液

筛板塔,

漏液点气速0,min 4.4u C =

带入数据得：0,min 4.40.780 4.454/u m s =创

实际孔速: 00,min 6.16/u m s u =>

稳定系数: 0,min / 6.16/4.454 1.38 1.3o K u u ===>，故无明显漏液 5.液泛

降液管中清液层高度：

d p L d H h h h =++

液本通过降液管的压头损失d h ：3

3d 012.10/36000.153()0.1530.000270.960.029s w L h m l h 骣琪==?琪

′桫

则降液管清液层高度为

0.053750.0550.000270.109d H m =++=

为防止液泛，降液管内清液层高度

d

H 应控制为塔板间距与堰高之和的一半，而：

()0.5()0.50.350.0400.195T w H h m +=+=

可见本设计中

0.5()

d T w H H h <+，设计的塔板结构在给定的操作条件下，不会发生液泛。

塔板负荷性能图

核算结果表明，塔板各参数的流体力学校核均符合要求。用塔板负荷性能图能够直观地观察到所设计塔板的稳定操作区间，并计算出其操作弹性。 1.漏液线

将0,min 4.4u C =

,min 0,min 0

w ow 23= 2.841000S L h ow w V u A h h h L h E l ü

=

+y??骣

琪

=?琪?桫

t

代入上式得到

,min 04.4s V C A =

4.40.7800.1010.6193

=创??

=2.液沫夹带线

以e 0.1V =kg 液/kg 气为限求S V -S L 关系：

由6

3.2f

5.710e ()a V L T u H h s -′=-

f 1.2372 1.13120.1613

S S

a S T V V u V A A =

==--?

22/3

3

2/336002.84 2.84

10.68510001000

0.96

h s ow s w L L h E L l 骣

骣琪

琪==创=琪琪桫桫

w h 0.040m =

()

2/32/3f h 2.5 2.5() 2.50.0400.6850.10 1.71L w ow s s h h h L L ==?=?=+ 得 3.2

6

6

3.2

32/3f

1.2375.710 5.710e ()0.114.2553100.350.10 1.71a s V L T s u V H h L s ---骣创琪=

=?

琪-?-桫

整理得2/31.1357.763S S V L =-

3.液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006m 作为最小液体负荷标准，由式

2

3

2.840.0061000h ow w L h E l 骣

琪

==琪桫

计算

取E=1，则3/2

30.0061000

0.960.000819/2.843600

s L m s 骣′琪=?

琪

桫

4.液相负荷上限线

以4s q =作为液体在降液管中停留的下限，f 4T

S

A H L q =

=由，得 3max 0.16130.35

0.0141/4

S L m s ′=

=，

5.液泛线

令 w ()d T H H h j =+

由d p d p w ow ;;;L c l l L L H h h h h h h h h h h h h s b =++=++==+

联立得2

2

2

3

s s s a V b c L d L ⅱ

ⅱ=-- 其中200203

2/30.051a ()()(

1)0,153/()

36002.8410(1)()V

L T w w w A c b H h c l h d E l -ì￠=

￠=+--??í￠=??

￠=??

ρρφφββ，带入有关数据后 得到()2

22032/330.0519.429

a

()0.156(0.1010.61930.780)1297.495(1)0.50.350.50.6010.0400.1310.153/()0.153/(0.960.029)97.403360036002.8410(1)() 2.84101(10.60)(0.96T w w w

b H h

c l h

d E l --￠==创￠=+--=?--?￠==?￠=?=创?φφββ2/3) 1.097ìí???=?

所以：222/30.1560.13197.403 1.097S S S V L L =--，即

222/30.840624.3787.032S S S V L L =--

6.操作弹性

由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。

根据生产任务规定的气液负荷，作出操作线，任务规定的气、液负荷下的操作点A （设计点）处在适宜操作区内的适中位置。

由图得3,max 0.843m /s S V =，3,min 0.270m /s S V = 故塔操作弹性为,max ,min /0.843/0.270 3.12s s V V ==

各种接管尺寸的确定和选型

1.进料管

进料混合物的分子量

()

3

,10.021101.010.251135.430.728169.9159.83/f f i i i M x M kg kmol ===

进料温度下对应的密度

333231172.7458/,1299.9993/,1434.9058/Kg m Kg m Kg m r r r ===

混合物密度为