精馏塔的物料衡算
精馏塔的计算
FxF= DxD+ WxW
175 = D + WD=76.6kmol/h
175×0.44=0.974D+0.0235WW=98.4kmol/ h
例：将含24%（摩尔分率，以下同）易挥发组分的某混合液送入连续操作的精馏塔。要求馏出液中含95%的易挥发组分，残液中含3%易挥发组分。塔顶每小时送入全凝器850kmol蒸汽，而每小时从冷凝器流入精馏塔的回流量为670kmol。试求每小时能抽出多少kmol残液量。回流比为多少？
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。
阻力阻力
双膜理论模型
通过假设，把整个相际传质的复杂过程简化为吸收质只是经气、液两层的分子扩散过程。因此两膜层就成为吸收过程的两个基本阻力。
（二）在两相主体浓度一定的情况下，两膜层的阻力便决定了传质速率的大小。双膜理论也称双阻力理论。
精馏塔的物料衡算
甲苯-四氯化碳混合液的浮阀精馏塔设计系部：化学工程系专业班级：普08应用化工（1）班姓名：指导老师：时间：2010年5月8日新疆轻工职业技术学院目录摘要 (2)关键词 (2)前言 (2)1精馏 (2)2工艺条件 (3)3精馏塔的物料衡算 (4)4板数的确定 (5)5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (7)6精馏塔的塔体工艺尺寸计 (9)7塔板主要工艺尺寸的计算 (10)8筛板的流体力学验算 (11)9塔板负荷性能图 (13)小结 (16)参考文献 (18)致谢 (19)摘要：精馏在化工生产过程中起着非常重要的作用。
精馏是研究化工及其它相关过程中物质的分离和提纯方法的一门技术。
在许多重要化工工业中，例如化工、石油化工、炼油、等，必须对物料和产物进行分离和提纯，才能使加工过程进行，并得到符合使用要求的产品。
本设计将通过给定的生产操作工艺条件自行设计苯-四氯化碳物系的分离和精馏。
关键词：甲苯四氯化碳塔板数精馏提馏前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。
实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的甲苯和四氯化碳混合物精馏塔。
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；本课程设计的主要内容是精馏过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。
1 精馏1.1 精馏的原理利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。
化工单元操作：精馏塔计算
（四）单股进料，无侧线出料 塔体上只有一个进料口，除塔顶馏出液和塔底残液，没有其他出料口。
二、全塔物料衡算（质量守恒）
1、物料衡算公式：
F = D + W FzF = DxD + WxW 2、采出率、易挥发组分回收率、难挥发组分回收率的概念和计算
2、提馏段操作线方程
L′ =V ′ + W
L′xm = V ′ym+1 + WxW
y m +1
=
L′ L′ −W
xm
−
WxW L′ −W
或者
y m +1
=
L′ V′
xm
− Wxw V′
它表达了在一定的操作条件下，提馏段内相邻两层塔板的下一层塔板上升蒸汽浓度 ym+1 与上 一层塔板下降液体浓度 xm 的关系。
3）进料线方程 y = q x − xF 进料线的意义：精馏段与提馏段两段操作线的交点轨迹。 q −1 q −1
二、操作线的绘制 步骤：
1、精馏段操作线 2、进料线，并与精馏段操作线有一交点 3、提馏段操作线
精馏塔计算
一、精馏塔塔板层数的确定
1、理论塔板的概念 汽液两相在塔板上充分接触，使离开塔板的两相温度相同，且两相组成互为平衡，则称
D = z F − xW F xD − xW
W = xD − zF =1− D
F xD − xW
F
ηD
=
Dx D Fz F
× 100%
ηW
= W (1 − xW ) ×100% F (1 − z F )
三、精馏操作线方程
1、精馏段操作线方程
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯=物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。
化工原理-精馏过程的物料
加料板
L' IL'
(6)式变为：
FI F V IV LI L VIV LI L
V V IV FI F L LIL 将（5）式代入 F L LIV FI F L LIL FIV L LIV FI F L LIL F IV IF L LIV IL
令 q IV IF L L
V 1 qF V y L qF Lx Fx f
q 1Fy qFx Fx f
∴ y q x xf
q 1 q 1
q 1y qx x f
(13)
此式即为加料板的操作线方程，也叫q线方程，
它表示在加料板的上升蒸气组成和回流液组成之间的 关系。即y与x的关系。
6、提馏段操作线方程的另一种形式
R 1
精馏段操作线。
2、q线
y q x xf q 1 q 1
若x=xf 时，
y
q
q
1
x
f
xf q 1
xf
在y－x图上，q线通过对角线上y = x = xf一点,
q
斜率为 q 1 的直线，料液的进料状况不同， q线的斜率不同。
冷料
y
饱液
气液混合
-+ +-
饱气
x
过热
xf
14、进料热状况
进料状况 q值
（3）、各组分的气化潜热接近相等。
2、精馏段操作线方程
精馏段的作用：利用回流把上升蒸气中的重组分逐 步冷凝下来，同时把回流液中的轻组分气化，从而在 塔顶得到比较纯的轻组分。
精馏段的操作线方程 可以根据物料衡算导 出。按下图圈定的范 围（n+1板以上）作
物料衡算：
V
L
D
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：,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=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226.86591005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1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0.1Mpa ，温度单位K编号 组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544总计226.865913.2434213.6225组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.841.0 乙苯106617.236.0名称 A B CD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=105.5℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯 -7.28607 1.38091 -2.83433 -2.79168 乙苯-7.486451.45488-3.37538-2.23048泡点方程：p x pni ii =∑=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 pni ii =∑=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。
化工原理下1-3精馏的物料衡算
L内＝L外＋Φ V外＝V－Φ L外＝RD Φrm=L外Cpm(tb-tR) L外:塔外的液相回流量,kmol/h Φ:被冷凝下来的流量,kmol/h rm:回流液在泡点温度下的气化 潜热，kJ/kmol Cpm:回流液的平均比热，kJ/(kmol·K) tb:回流液的泡点温度，OC tR:冷回流液的温度，OC
y1 = xD= 0.95
解：
（3） V （质）= ( R + 1 ) D(质） = ( 2 + 1 )×50 kg / h = 150 kg / h M氯访= 119.35 kg / kmol M四氯化碳 = 153.8kg / kmol Mm= (0.95×119.35 + 0.05×153.8) kg / kmol =121.1 kg / kmol V = (150kg/h) /( 121.1kg/kmol) = 1.24 kmol / h L（质）= R﹒D = 2 ×50 kg / h = 100 kg / h L = 100 / 121.1 kmol / h = 0.826 kmol / h
V = L+D
精馏段轻组分物料衡算
V yn+1=Lxn + D xD V=L+D
2பைடு நூலகம்精馏段物料衡算及操作线方程
2
1
* 精馏段操作线方程的意义：
上升蒸汽组成y n+1之间的关系。
在一定的操作条件下，从任一塔板（n）向
下流的液体组成xn与相邻的下一块塔板（n+1）
L = R D V = L+ D =（R + 1）D
a
b
c
d
e
t
x(y)
精馏的全塔物料衡算
或
D xF xW
F xD xW
W xD xF 1 D F xD xW F
式中 D/F——馏出液采出率 W/F——釜残液采出率
注：原料液F、塔顶产品D、塔底产品W的量，若改用质量 流量（kg/h）表示，则原料液组成xF、塔顶产品组成xD、塔 底产品xW也改用质量分数表示,以上公式仍然成立。
2、多次部分汽化，在气相中，可得到高纯度的 易挥发 组分；多次部分冷凝，在液相中，可
得到高纯度的 难挥发 组分。 3、精馏就是多次而且同时运用 部分汽化
和部分冷凝 ，使混合物得到较完全分离，以获 得接近纯组分的操作。 4、一般将精馏塔分为两段，加料板以上称为精馏 段 ，加料板以下称为提馏 段。 5、相组成的表示方法通常有两种，分别是质量分数 和摩尔分数 。
回收率η
在精馏计算中，对分离过程除要求用塔顶和塔底的产品组 成表示外，有时还用回收率表示。
塔顶易挥发组分的回收率ηA：
A
DxD FxF
100%
塔釜难挥发组分的回收率ηB：
B
W (1 xw ) F (1 xF )100Fra bibliotek%练习
某连续操作的精馏塔，每小时蒸馏 5000kg含乙醇20%（质量分数，下同）的 乙醇水溶液，要求馏出液中含乙醇95%， 釜残液中含乙醇不大于1%，试求馏出液 量和釜残液量。
全塔物料衡算
精馏塔各股物料(包括进料、塔顶产品和 塔底产品)的流量、组成之间的关系可通过全 塔物料衡算来确定。
衡算范围：整个精馏塔（图中虚线范围） 衡算基准：单位时间（1小时） 衡算依据：质量守恒定律
总物料衡算： F = D ＋ W
(1)
易挥发组分的物料衡算： FxF Dx D WxW (2)
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1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。
因塔顶为全凝 则898.01==D x y由（c ）式求得第一块板下降液体组成677.0898.020.320.4898.020.320.411=⨯-=-=y y x利用（a ）式计算第二块板上升蒸汽组成为772.0383.0574.012=+=x y交替使用式（a ）和式（c ）直到n F x x ≤，然后改用提馏段操作线方程，直到n W x x ≤为止，计算结果见表3。
N T =12（包括再沸器） 精馏段 3块，提溜段 9块 进料板位置 3=F N2.2 实际板层数的求取2.2.1 液相的平均粘度进料黏度：根据表1，用内插法求得t F =77.23℃ 查手册得s mPa A ⋅=286.0μ s mPa B ⋅=37.0μ )37.0lg(696.0)286.0lg(304.0lg +=LF μ 求得s mPa LF ⋅=3421.0μ塔顶物料黏度：用内插法求得c t D ︒=48.66， 查手册得s mPa A ⋅=322.0μ s mPa B ⋅=425.0μ)425.0lg(086.0)322.0lg(914.0lg +=LD μ求得s mPa LD ⋅=33.0μ塔釜物料黏度：用内插法求得C t W ︒=93.99， 查手册得s mPa A ⋅=228.0μ s mPa B ⋅=283.0μ )283.0lg(983.0)228.0lg(017.0lg +=LW μ 求得s mPa LW ⋅=282.0μ 精馏段液相平均黏度：s mPa LFLD ⋅=+=+=336.023421.033.02μμμ精提馏段液相平均黏度：s mPa LFLW ⋅=+=+=312.023421.0282.02μμμ提2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度根据表2，用内插法求得04.5=F α 738.2=D α 606.7=w α 则精馏段的平均挥发度 715.304.5738.2=⨯==F D ααα精 提馏段的平均挥发度 191.604.5606.7=⨯==F W ααα提2.2.3全塔效率E T 和实际塔板数全塔效率可用奥尔康公式：245.0)(49.0-=L T E αμ计算 所以精馏段455.0)336.0715.3(49.0245.0=⨯⨯=-T E 提馏段417.0)312.0191.6(49.0245.0=⨯⨯=-T E 精馏段实际板层数 759.6455.03≈===T T E N N 精块 提馏段实际板层数 2258.21417.09''≈===T T E N N 提块 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1 操作压力的计算设每层塔压降： △P=0.8KPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa ）塔顶操作压力 P 101.3D kPa =进料板压力： P F =101.3+5×0.8=105.3 kPa 精馏段平均压力 kPa P m 3.1032/)3.1053.101(=+= 塔釜板压力： P W =101.3+27×0.8=122.9 kPa 提馏段平均压力：Pm ’=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)3.2 操作温度计算依据操作压力，通过试差法计算出泡点温度，计算结果如下：塔顶温度 C t D ︒=48.66 进料板温度 C t F ︒=23.77 塔釜温度 t W =99.93℃精馏段平均温度 C t m ︒=+=86.712/)23.7748.66(提馏段平均温度 t ’m =(99.93+77.23) /2= 88.58℃ 平均摩尔质量全塔平均温度 22.80258.8886.71221=+=+=t t t ℃ 3.3 平均摩尔质量计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算由x D =y 1=0.898 查平衡曲线得 x 1=0.677M VDm =0.898×32.04+(1-0.898)×18.02=30.59kg/molM LDm =0.677×32.04+(1-0.677)×18.02=27.50kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算由y F =y 3= 0.638 查平衡曲线得 x F =x 3=0.296 M VFm =0.638×32.04+(1-0.638)×18.02=26.96kg/mol M LFm =0.296×32.04+(1-0.296)×18.02=22.17 kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算由y 1’=0.004 查平衡曲线得 x 1’=0.0009M ’VWm =0.004×32.04+(1-0.004)×18.02=18.08kg/molM ’LWm =0.0009×32.04+(1-0.0009)×18.02=18.03kg/mold.精馏段平均摩尔质量kmol kg M Vm /78.282/)96.2659.30(=+= kmol kg M Lm /84.242/)17.2250.27(=+=d.提馏段平均摩尔质量kmol kg M Vm /52.222/)96.2608.18('=+= kmol kg M Lm /10.202/)17.2203.18('=+=3.4 平均密度计算查表得甲醇、水在不同温度下的密度为：66.48a. 精馏段平均密度的计算Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得ρVm =P m M vw /RT m =(103.3×28.78)/[8.314×(273.15+71.86)]=1.036kg/m 3Ⅱ 液相塔顶液相密度：ρLDm =1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m 3进料液相密度：ρLFm =1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m 3精馏段液相平均密度为：ρLm =(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m 3b. 提馏段平均密度的计算Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得ρ’Vm =P m M vw /RT m =(113.1×22.52)/[8.314×(273.15+88.58)]=0.847kg/m 3Ⅱ 液相塔釜液相密度：ρ’Lwm =1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m 3提馏段平均密度ρ’Lm =(958.2+913.6)/2=935.9kg/m 33.5 液体平均粘度（前面已计算）精馏段液相平均黏度：s mPa LFLD ⋅=+=+=336.023421.033.02μμμ精提馏段液相平均黏度：s mPa LFLW ⋅=+=+=312.023421.0282.02μμμ提3.6 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算 即σLm =∑xi σia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =66.48℃查得σA =16.59mN/m σB =65.22mN/mσLDm =0.898×16.59+0.102×65.22=21.55 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =77.23℃查得σA =15.36mN/m σB =64.74N/mσLFM =0.315×15.36+0.685×64.74=49.19 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由t W =99.93℃查得 σA =12.8mN/m σB =58.95N/mσLWm =0.001×12.8+0.999×58.95=58.93 mN/m精馏段液相平均表面张力σLm =(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m 提馏段液相平均表面张力σ’Lm =(49.19+58.93)/2=54.06mN/m3.7气液负荷计算 3.7.1精馏段气液负荷V=（R+1）D=(1.3468+1)⨯34.506=80.98/kmol hS V =,,3600V V m V M ρ精精=625.0036.1360078.2898.80=⨯⨯ m s /3L=RD=1.3468⨯34.506=46.47/kmol h,3600L s L m LM L ρ=精精=00038.07.848360084.247.46=⨯⨯ m s /33.7.2提馏段气液负荷计算 V ’=V=80.98/kmol h,''3600V s V m V M V ρ=提提=598.0847.0360052.2298.80=⨯⨯ m s /3L ’=L+F=46.47+98.467=144.94/kmol h,''3600L s L m L M L ρ=提提=00086.09.93536001.2094.144=⨯⨯ m s /34 精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为V S =VM Vm /3600ρVm =(80.98×28.78)/(3600×1.036)=0.625m 3/sL S =LM Lm /3600ρLm =(46.47×24.84)/(3600×848.7)=0.00038m 3/s 馏段的气、液相体积流率为V ’S =V ’M Vm /3600ρV ’m =(80.98×22.52)/(3600×0.847)=0.598m 3/sL ’S =L ’M Lm /3600ρL ’m =(144.94×20.1)/(3600×935.9)=0.00086m 3/smax L V Vu Cρρρ-=式中，负荷因子2.020)02.0(σC C =由史密斯关联图查得C 20再求图的横坐标为 F lv =Ls/Vs×(ρl /ρv )0.5=0.00038/0.625×(848.7/1.036)0.5=0.0174参考有关资料，初选板间距T H =0.40m ，取板上液层高度L h =0.06m 故 T H -L h =0.40-0.05=0.34m由上面史密斯关联图，得知 C 20=0.071精馏段：校核至物系表面张力为35.37mN/m 时的C ，即C=20C 0.220σ⎛⎫⎪⎝⎭=0.071⨯0796.02037.352.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛max u=C26.2036.1036.17.848=- m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为s m u u /356.126.26.06.0max =⨯==m u V D S766.0356.114.3625.044=⨯⨯==π按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为222502.08.044m D A T =⨯==ππ实际空塔气速为s m u /245.1502.0625.0==提馏段：2/1⎪⎪⎭⎫⎝⎛VLS S V L ρρ=048.0847.09.935598.000086.02/1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯查图可得 20C =0.077校核至物系表面张力为54.06mN/m 时的C ，即C=20C 0.220σ⎛⎫⎪⎝⎭=0.077⨯0939.02006.542.0=⎪⎭⎫ ⎝⎛max u=C120.3847.0847.09.935=- m/s 可取安全系数0.60，则u=0.60max u =0.60⨯3.120=1.872m/s故 D ’按标准，塔径圆整为D=0.8m ，塔截面积为222502.08.044m D A T =⨯==ππ实际空塔气速为s m u /191.1502.0598.0==4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为m 4.24.0)17(1=⨯-=-=T H N Z ）（精精提馏段有效高度为m 4.84.0)122(1=⨯-=-=T H N Z ）（提提5 塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置计算采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。