【免费下载】逐板计算法
一、概述
1.1精馏操作对塔设备的要求和类型
1.1.1对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。
但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦
液或液泛等破坏操作的现象。
⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。
对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。
⑹塔内的滞留量要小。
实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。
1.1.2 板式塔类型
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。
精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。
目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
⑴结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵操作弹性较小(约2～3)。
⑶小孔筛板容易堵塞。
1.2.精馏塔的设计步骤
本设计按以下几个阶段进行：
⑴设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
⑶塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸抄写说明书。
⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。
塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
二、精馏塔的物料衡算
2.1.原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
乙酸的摩尔质量为：60.05kg/kmol
乙酸酐的摩尔质量为： 102.09kg/kmol
X F = (0.60/60.05) / ( 0.60/60.05+0.40/102.09)=0.718
X D = (0.95/60.05) / (0.95/60.05+0.05/102.09)=0.970
X W = (0.05/60.05) / (0.05/60.05+0.95/102.09)=0.0821
2.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
M F=60.05×0.718+102.09×(1-0.718)=71.91kg/kmol
M D=60.05×0.970+102.09×(1-0.970)=61.31kg/kmol
M W=60.05×0.0821+102.09×(1-0.0821)=98.64kg/kmol
则可知：
原料的处理量：F=730/(365×24×71.91)=1.159kmol/h
由总物料衡算：1.159=D+W
以及: X F×F= X D ×D+W×X W
即：0.718×1.159= 0.970×D+W×0.0821
容易得出： W=0.329kmol/h。
【免费下载】逐板计算法
【免费下载】逐板计算法⼀、概述1.1 精馏操作对塔设备的要求和类型1.1.1对塔设备的要求精馏所进⾏的是⽓(汽)、液两相之间的传质，⽽作为⽓(汽)、液两相传质所⽤的塔设备，⾸先必须要能使⽓(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较⾼的传质效率。
但是，为了满⾜⼯业⽣产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：⑴⽓(汽)、液处理量⼤，即⽣产能⼒⼤时，仍不致发⽣⼤量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。
⑵操作稳定，弹性⼤，即当塔设备的⽓(汽)、液负荷有较⼤范围的变动时，仍能在较⾼的传质效率下进⾏稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
⑶流体流动的阻⼒⼩，即流体流经塔设备的压⼒降⼩，这将⼤⼤节省动⼒消耗，从⽽降低操作费⽤。
对于减压精馏操作，过⼤的压⼒降还将使整个系统⽆法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
⑷结构简单，材料耗⽤量⼩，制造和安装容易。
⑸耐腐蚀和不易堵塞，⽅便操作、调节和检修。
⑹塔内的滞留量要⼩。
实际上，任何塔设备都难以满⾜上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相⽭盾的。
不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要⽭盾，进⾏选型。
1.1.2 板式塔类型⽓－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两⼤类。
精馏操作既可采⽤板式塔，也可采⽤填料塔，板式塔为逐级接触型⽓－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上⽓－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、⾆形塔、浮动⾆形塔和浮动喷射塔等多种。
板式塔在⼯业上最早使⽤的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五⼗年代以后，随着⽯油、化学⼯业⽣产的迅速发展，相继出现了⼤批新型塔板，如S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、⾆形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及⾓钢塔板等。
⽬前从国内外实际使⽤情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，⽽前两者使⽤尤为⼴泛。
筛板塔也是传质过程常⽤的塔设备，它的主要优点有：⑴结构⽐浮阀塔更简单，易于加⼯，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
第9章精馏
2
作出精馏段的操作线。 （4）由进料热状况求出q线的 斜率q/(q-1)，并通过点f作q
stripper curve y
3
d
f
线。
（5）将q线、精馏段的操作线
c
ac的交点d与点b联成提馏段的
操作线bd。
4
（6）从点a开始，在平衡线与 xD/(R+1)
线ac之间作梯级，直到再跨过 点b为止。
b
2019/11/2
2019/11/2
18
9.5 双组分精馏的设计型计算
9.5.2 回流比的选择
（1）最小理论塔板数—全回流
理论溶液---捷算法
双组分
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可近似取塔顶和塔底相对挥发度 的几何平均值
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9.5 双组分精馏的设计型计算
9.5.2 回流比的选择
（2）最小回流比—技术指标
• 如选用较小的回流比，两操 作线向平衡线移动，达到指定分 离程度
精馏过程设计中的两个重要观点
（1）关于热在塔底、冷在塔顶的观点
• 究其原因： • 加热造成的汽相回流理应从塔底开始发挥作用，流经全塔； • 冷却造成的液相回流也应从塔顶开始通过全塔发挥传质作用； • 从能量利用观点来看，热量应尽可能施于塔底，冷量应尽可能施于塔 顶。也正是这一原因，才会出现塔顶必须冷却冷凝、而塔身又必须保温 这个矛盾。
回流比减小至某一数值时，精馏 段操作线首先与平衡线相切，无 法跨越切点e 点，该回流比即为 最小回流比
Rmin xD ye Rmin 1 xD xe
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9.5 双组分精馏的设计型计算
9.5.2 回流比的选择
不同平衡线形状的最小回流比
分离工程--06 1 多级分离计算一逐板法
在计算既有轻组分，又有重组分的分离物 系时，常采用从两端向中间逐级计算，当计算 至轻、重关键组分的计算值于进料相符时，还 需考察非关键组分计算值是否于进料实际组成 契合一致，以判明原设定的塔顶塔底组成是否 恰当，契合不好时，要重新设定，重复计算， 直至完全契合。
它的计算步骤时，先确定各组分在塔顶、 塔底的分配，然后分别从塔底及塔顶逐级计算 到进料级，如果气相或液相的关键组分之比与 与原料之比相等，则可估计所需平衡级数及进 料级位置。
6.1.1 设计型算法 逐级计算法作为设计型算法，在用于双组分
多级分离计算是很成功的，梯级做图法就属于此 法。但对于多组分逐级计算，在计算终点处，我 们需要对非关键组分浓度的合理分布进行反复试 算。作为设计变量，在多组分分离中只规定了两 个轻重关键组分的分离要求，由此，仅能定出塔 底塔顶产品中两关键组分的浓度，其他非关键组 分的浓度都是未知的，不可任意规定。然而，逐 级计算要求先假定上下任一端的全部组分浓度， 以便逐级向另一端计算。
fi=wi+di
等式两边除以di, fi/di=wi/di+1
(6-7)
作进料级物料平衡，关联精馏段和提馏段组分物
料关系
VMi=V`M,i+fVi 等式两边除以di,
VMi/di=V`Mi/di+fVi/di
(6-8)
上式可转化为：
VMi
di
V`Mi wi wi di
fvi fi
fi di
然而，对非关键组分浓度的任何不准确的假设， 都会导致计算结果产生偏差而不能契合。因此， 逐级计算法用于多组分分离时，只有当分离物系 中除轻重关键组分外，只含有比重关键组分更重 的重组分，而不含或几乎不含较轻关键组分更轻 的轻组分时，则塔底产品中除规定的轻重关键组 分之外，必定几乎集中了全部的重组分，这样， 我们设计塔底组成才会相当准确，逐级计算至塔 顶，不致有过大的偏差，从而大大地减少试算量， 甚至不必试差也可得到比较满意的结果。
理论塔板数和回流比
N m
1
ln
xd
x f
11
ln
xf xd
并可确定进料板的位置。
顶加料板
2、最小回流比
最小回流比是回流比的下限。
对于一定的分离任务，当回流比由无限大逐渐减小， 操作线逐渐离开对角线向平衡线移动，要达到同 样的分离要求，需要的理论板数逐渐增多。当回 流比小到使操作线与q线的交点在平衡线上时，加 料板出现 y* = y 。 在加料板处无分离作用，好象两个组分在此被夹住 一样，故又称为“夹点”。这时，在加料板附近 推动力=0，传质过程停止。所需理论板数=∞，这 种情况下的回流比，称为最小回流比，用RM表示。
气组成y1平衡关系，x1又与y2成操作关系。
即，
y1 平衡关系 x1 操作关系 y2 平衡关系 x2
y
1
x
1x
当计算到xn≤xf 时（仅指饱和液体进料情况），说 明第n板是加料板。由此往下利用操作关系时应
该改用提馏段操作线方程，直至计算到xm ≤ xw为 止。在计算中每使用一次平衡关系，表示通过一
块理论板。
冷料 饱液
优点：准确性高，
气液混合
尤其对相对挥发度
较小，而分离要求
较高的物系。因此，
饱气
在目前此法仍是一
种计算理论塔板数
过热
行之有效的方法。 xf
二、图解法
用图解法代替逐
板法，虽然准确 度要差一些，但 因方法简单，迄 今广泛为双组分 精馏塔的计算所 采用。
1 a
2
3 b
4
图解理论板的 xd 5
第五节 理论板数的求法
第五节 理论板数的求法所谓求理论塔板数，就是利用前面讨论的平衡关系，()n n x f y =和操作关系，()()m n n x f y x f y ''='=+或1计算达到指定分离要求所须的汽化-冷凝次数。
（1）逐板计算法每利用一次平衡关系和一次操作关系，即为一块理论板。
提馏段也是一样。
（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y x -图上，便可图解得出达到指定分离任务所须的理论塔板数及加料板位置。
图解步骤如下： ①作平衡线与对角线②作精馏段操作线111+++=+R x x R R y D n n ，即连()D D D x x A R x C ,1,0与⎪⎭⎫ ⎝⎛+的直线。
③作进料线11---=q x x q qy F，过()d AC q q x x e F F 于的直线交点，作斜率为1,- ④作提馏段操作线W L Wx x W L L y W m m -'--''=+1，即连()d x x B W W 与,所得直线即是。
⑤从A 点开始，在平衡线与操作线之间作直角梯级，直到超过B 点。
有多少直角梯级，就有多少块理论板数。
跨越d 点的阶梯为加料板。
如图所示，共有5.2块理论板，第三块板为加料板。
图解法示意图a. 回流比与吉利兰图b. 回流比的影响因素（1）回流比R 对理论板数T N 的影响。
如图。
回流比对T N 的影响↑+↓1R x R D ，，操作线靠近平衡线，↑T N 反之，↓+↑1R x R D ，，操作线远离平衡线，↓T N 即 T N 正比于R 1（2）回流比对设备费与操作费的影响 ()D R D L V 1+=+=↑↑V R ,，塔直径↑，冷凝器↑，蒸馏釜↑ 设备费↑↓↑T N R ,，塔高下降，设备费↓↑↑V R ,，冷却水量↑，加热蒸汽量↑， 操作费↑须选一个合适回流比R ，使总费用最省。
理论塔板数求取-61页文档资料
循环糠醛 苯
环己烷 冷凝器
补充糠醛
冷凝器
萃
取
精
脱溶剂
馏
溶
底部产品
塔
剂
分
离
塔 糠醛-苯混合液
环己烷
苯+环己烷 （原料）
27
第五节 板式塔
中石化齐鲁 9.2米板式塔
28
中石化高桥10.2米填料塔
29
一、概述
评价塔设备性能的指标：
1. 生产能力大； 2. 分离效率高； 3. 阻力小，压降低； 4. 操作弹性大； 5. 满足工业对生产设备的一般要求：结构
QWGW.CW.tW
Q'
能量守恒:输入热量=输出热量
Q G Q F Q L Q D Q W Q '
(二)塔顶冷凝器
Q V Q L Q D R 1 .D .r
则冷却水的消耗量：
G水C水.Qt出 Vt进
（三）再沸器
由再沸器的热量衡算可求得:
G QG R 22
1
第一板： y1 xD
第二板：
y2
RR1x1
xD R1
x1
y1
(1)y1
x2
y2
(1)y2
得：（x1,y1） 得：（x2,y2）
第三板： ……
y3
R R1x2
xD R1
x3
y3
(1)y3
得：（x3,y3）
如此重复直至 xm≤xf为止，则精馏段的理论塔板数为m-1.
由
Vs
4
D2u
得 D 4V s
u 20
十二、连续精馏装置的热量衡算 (一)全塔的热量衡算
蒸馏塔的简化逐板计算法
蒸馏塔的简化逐板计算法蒸馏塔是化工中常见的重要设备，它利用温度差和压力差来实现物质的净化，而逐板计算法也是文献中常见的计算方法。
当两者结合起来，便能够准确地计算蒸馏塔的技术性能参数，并在设计过程中得到及时的应用。
首先，我们需要了解蒸馏塔的原理，以及如何通过调节温度和压力来实现物质的净化。
蒸馏塔的原理是，在板式塔内部形成的温差和压差会使物质进行相变，从而实现净化的目的。
在具体的操作过程中，需要将原料流体通过塔内部的各个板层，在每个板层的上、下腔体内不断的发生温度和压力的变化，实现对物质的净化，细分和混合。
在设计和操作蒸馏塔过程中，逐板计算法是一种简单易用而且高效的计算方法，它能够根据蒸馏塔内部温度和压力的变化曲线，推算出塔内每层板层的温度、压力等各项技术性能参数。
值得一提的是，它还可以及时地计算出板层间的传热和流量，从而进一步完善蒸馏塔的设计。
在实际使用中，计算蒸馏塔技术性能参数的过程中有时会受到许多限制，比如说条件变化太大，复杂的计算方法需要比较长的计算时间，因此在实际应用中，常常需要对计算方法进行简化。
加拿大萨斯卡通大学的研究团队最近发表了一篇论文，该论文提出了使用简化逐板计算法来计算复杂系统中蒸馏塔技术性能参数的新方法。
该方法不仅能够减少计算时间，同时还能够得到更准确的结果，从而更好地实现蒸馏塔的设计和操作。
首先，研究人员采用混合物的熵平衡原理来简化计算，这可以减少计算所需的量变和温差变量，由此可以大大减少计算时间。
其次，研究人员还采用了蒸发熵测定方法，以实现更精确的计算，在此基础上，又运用拟热力学及传热学方法，得到更有效的结果。
最后，研究团队还提出了基于理论及实际验证的蒸馏塔技术性能参数校核标准，以保证简化运算后的结果的准确性。
以上就是基于简化逐板计算法的蒸馏塔技术性能参数的计算。
该算法不仅可以大大减少计算时间，同时又可以提供准确的技术性能参数，在蒸馏塔的设计和操作过程中有着重要的作用。
精馏-
由提馏段第二层塔板下降的液体组成x’2与y’2符
合相平衡关系，由相平衡方程可以解出x’2，依
此类推，当x’m≤xw为止。提馏段的理论塔板数
为m-1，而精馏塔所有的塔板数为（m+n-2）
由此可以求出理论塔板数。 这种方法计算的结果较准确。
【例6-7】苯－甲苯混合液，含苯５０％（mol%)，用精馏分 离。要求塔顶产品组成xD=0.95,塔底产品组成xW=0.05,选用 Ｒ＝２.0,泡点进料，α＝2.45, 试用逐板法求ＮT。 解：（１）列出计算式：
L ' L qF RD qF 2 50 1100 200
y 200 50 0.05 x 1.33x 0.017 200 50 200 50
（２）用逐板法计算板数 (a) 精馏数 第一块板：因y1=xD=0.95 x1=y1/(2.45-1.45y1)=0.95/(2.45-1.45×0.95) =0.886 第二块板：y2=0.667x1+0.317=0.908 如此逐板求得精馏段各塔板的y和x列表如下： 1 塔板数 y 0.95 x 0.886 2 0.908 0.801 3 0.851 0.700 4 0.784 0.597 5 0.715 0.506
4-１ 逐板计算法 • 假设离开该板（第n块板）的上升蒸汽Yn组成和 板上（第n块板）下流液体Xn组成互成平衡， 该板称之为理论板。
逐板计算法：
• 逐板计算法是利用进料的气液相平衡关系和操作
线方程去计算每一块理论塔板的气液相浓度。 • 其依据是：进入每块塔板的气液相在塔板上充分 接触，最大限度地实现热量、质量传递，由不平 衡达到平衡。
从塔最上层上升的蒸汽y1，在塔顶冷凝器中 被全部冷凝后，得到的塔顶馏出液组成、塔顶 回流液的组成xd与第一层塔板上升的蒸汽组成
化工原理答案-蒸馏习题参考答案-156
蒸馏习题参考答案【7-1】 苯和甲苯在92℃时的饱和蒸汽压分别为143.73kPa 和57.6kPa ，苯-甲苯的混合液中苯的摩尔分数为0.4。
试求：在92℃混合液中各组分的平衡分压、系统压力及平衡蒸汽组成。
此溶液可视为理想溶液。
[苯57.492kPa 、甲苯34.56kPa 、系统压力92.025kPa 、0.625y =苯、0.375y =甲苯]解： 根据拉乌尔定律，理想溶液上方的平衡分压为143.730.457.49257.60.634.5692.05257.492/92.0520.62510.6250.375A A A B B B A B A A B p p x kPap p x kPaP p p kPa p y Py ==⨯===⨯==+=====-=【7-2】 在连续精馏塔中分离苯（A ）和甲苯（B ）两组分理想溶液。
现场测得：塔顶全凝器，第一层理论板的温度计读数为83℃，压力表读数D 5.4kPa p =；塔釜温度计读数为112℃，压力表读数W 12.0kPa p =。
试计算塔顶、塔釜的两产品组成和相对挥发度。
两纯组分的饱和蒸汽压用安托尼方程计算。
当地大气压为101.3kPa 。
（安托尼方程表达式为：0lg A-B p t C=+；苯：A=6.03055、B=1121.033、C=220.79；甲苯：A=6.07954、B=1344.8、C=219.482）[0.976x =D 、 2.573α=D ：W 0.0565x =、W 2.338α=]解：（1）塔顶馏出液的组成及相对挥发度D a对于理论板，气液相组成互为平衡，两相温度相等，塔顶第一层理论的气相组成即馏出液组成。
将83D t =℃代入安托尼方程求得001211.033lg 6.03055-=2.04483220.79=110.7kPa p p =+∴苯苯01344.8lg 6.07954-=1.63483219.482=43.02kPa p p =+∴甲苯甲苯 总压力为 P (101.3 5.4)106.7kPa kPa =+=D则 00100P 110.7106.743.020.976P 106.7110.743.02D p p x y p p --==⋅=⨯=--苯甲苯苯甲苯 对于理想物系，相对挥发度为 00110.7 2.57343.02D p a p ===苯甲苯 （2）塔釜组成及相对挥发度W a用塔顶相同的方法计算。
蒸馏塔的简化逐板计算法
蒸馏塔的简化逐板计算法
蒸馏塔是以气液为连续相进行分离的塔器，通常由溶液进料管、分布板、气体进口管、分馏柱、回流罐、冷凝器、气体出口管、气体出口管和水洗冷却器等组成。
其中有关塔内设备的计算及操作条件的选择等都是研究的重要内容。
一、经典计算法。
二、蒸馏塔板数计算器。
三、塔内件力学计算。
四、固定床吸附浓缩。
四、简化计算方法。
以乙苯为例1、预计产量的上限：首先求出分离系数k1为3。
一般采用A型填料(多为冲孔板)。
k1=3。
设板高h。
则有1.2~h。
2、根据填料的类型(均质，沟槽，塑料，无沟槽)和板高计算填料直径Dd，在不考虑塔的空间效应时， Dd的影响可忽略不计，所以设Dd=D/2(板高/2)。
3、计算内件高度H(板高的5%)，由于塔底是死的， H= (1.5-0.125)H4、计算H与H′=H′-H，即H=H′5、计算产品量Q5.根据理论值(文献资料和经验值)Q = k2H=Qd6、根据单位体积分离系数K计算K=4。
计算出平板层数为1~6。
由于乙苯在塔顶要经过部分冷凝才能进入塔内，因此塔内第一板要加大，故选取第一板为4板( 4.5mm)，第二板为3板( 3mm)第三板为2板( 1.2mm)第四板为1板( 1mm)。
第五板(0.75mm)第六板(0.35mm) 7、计算板效率，由于板效率主要受塔内件结构影响，只要保证H/D=H′ / H≤5%即可。
8、计算处理量： V=K*(H/D)9、由蒸馏操作线计算操作温度：T=(C/4)H* V/ K* 100 10、物料衡算， 11、总物料衡算。