精馏过程工艺参数的确定(理论塔板数计算)
理论板数的计算

式中 N 即为全回流时所需的最少理论板数 Nmin。 若取平均相对挥发度
N 1
1 2 N 1
N min
DW
x A xA lg x x B D B W 1 lg
1
提馏段操作线方程
y m 1 Wx W 144 L' 48 0.0667 ' xm x 1.5x m 0.033 m 96 96 V V'
x y y 2.47 1.47y
(b)
相平衡方程
( 1 )y
( c)
联立方程(a),(b)及(c),可自上而下逐板计算所需理论板数。对塔顶全凝器有 y1=xD=0.9 x2 (c) (c)
逐板计算法 根据苯的回收率计算塔顶产品流量
D
Fx F
xD
0.9 80 0.4 32kmol / h 0.9
则
W F D 80 32 48kmol / h
xW
Fx F Dx D 80 0.4 32 0.9 0.0667 W 48
已知R=2,所以精馏段操作线方程为
0.8 1.0
Rmin,N=∞
R Rmin R1
R=∞,Nmin
简捷算法求理论板数的步骤
①根据物系性质及分离要求,求
出 Rmin,并选择适宜的 R;
②求 Nmin。对于接近理想物系的
溶液,可用Fenske方程计算;
③计算出 (R-Rmin)/(R+1),查吉利
N N min N 2
兰图得 (N-Nmin)/(N+2) ,即可求 得所需的 N;
GLL
精馏塔的精馏过程的计算

(1 )LN2 (1 k )LK VN2 LN2 K LK
xII VN2
V yO O2 N2
LN2 K LK
• 在x=y的交点,在上塔底部气氧中氮浓度 与液氧中氮浓度相同
• 根据x=y交点和斜率画线
上塔:
• 两段操作线相交,在液空进料口位置 • 两段气液比不同,故操作线斜率不同 • 为何精馏段斜率小,而提馏段斜率大?
VO2
yN N2
yN N2
yK N2
yO N2
VK
0.186 m3
上塔引出的氮气量 VN2=VK-VO2=0.814 m3
富氧液空量
LK
xN N2
xN N2
yK N2
xK N2
VK
0.504 m3
(2)下塔理论塔板数的确定
➢ 求下塔操作线方程 y=0.504x+48.1
➢ 作平衡曲线。 ➢ 画操作线 ➢ 过点N作三角形直至点K,得8.2个
• a为液氮气化率 • 线性方程,根据y截距和斜率划线 • 在上塔顶部气液相中氮浓度相同 • 即:y=x
上塔:提馏段
VII yII
VO2
yO N2
LII xII
k为液空节流后的气化率
VII VN2 LN2 K LK
LII (1 )LN2 (1 K )LK
提馏段操作线方程
yII
产品氧的摩尔分数=99%;上塔引出氮气的摩尔分数=97%;下塔液氮槽液氮的摩尔 分数=97%;富氧液空的氮摩尔分数=61.5%。设空气以干饱和状态进入下塔,液氮 节流汽化率a=0.17,试利用y-x图解法求理论塔板数。
解:(1)通过物料衡算确定各物流的量
按标准状态计算,设加工空气量VK=1m3,则产品氧量
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。
精馏塔塔板数计算步骤

精馏塔塔板数计算步骤
在传统的精馏过程中,塔板的数量是至关重要的设计参数,它能够反映出馏分的复杂性程度,准确地决定传统精馏系统的性能。
本文将介绍计算塔板数量的步骤,以制定有效的配置计划,帮助企业提高生产效率,实现优化的投资成果。
首先,企业要通过收集和分析数据,确定精馏系统中干粗分离物及其衍生物的组成,并确定其分子量、熔点、醇度、介电常数和其他性质,以便测算馏分的复杂程度,从而获得准确的塔板数量的参考范围。
其次,计算精馏塔的直径、塔高及塔板的垂直距离、水力跳跃等安装参数,确定塔布局等参数。
接着,结合发酵和生产工艺,优选采用哪种类型的塔板,如相变片塔板、塔顶尾板、气力和液力。
最后,企业可按照安装完成后的流动图计算出合理的塔板数量,塔板数量过少会导致投资和能耗浪费,反之会导致塔板耗材的增加。
综上,正确计算塔板数量是安装性能优良的精馏系统的关键,应综合考量设计参数等,结合流体力学和热力学理论,采用科学的方法,正确计算出塔板数量,有助于实现精密的生产操作,保证生产的高质量效果。
精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据 (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h ;苯 Kmol/h ;甲苯h 。
(三)分离要求:馏出液中乙苯量不大于,釜液中甲苯量不大于。
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 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= 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ,ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h编号 组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计100132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ,Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定 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,温度单位K编号 组分 i f /kmol/h馏出液i d釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份 相对分子质量临界温度C T 临界压力C P苯 78 甲苯 92乙苯106名称 A B C D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=℃二、塔顶压力塔顶压力Mpa p 1.0013.1⨯=顶 三、塔底温度苯甲苯乙苯泡点方程:p x pni i i=∑=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 i i=∑=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α 514.2=甲苯α 1=乙苯α;136=底t ℃, 96.1=甲苯α 1=乙苯α;133=进t ℃, 38.4=苯α 97.1=甲苯α 1=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。
7-4 理论塔板数的计算、进料热状况参数q

L L Hm,V Hm,F
F
Hm,V Hm,L
令q Hm,V Hm,F Hm,V Hm,L
使原料从进料状况变为 饱和蒸汽的摩尔焓变 原料由饱和液体变为饱 和蒸汽的摩尔焓变
化工原理----精馏
L L Hm,V Hm,F q
作业
化工原理----精馏
x x2 x1 xD 1
化工原理----精馏
讨论(图解法)
♫ 优点:简明清晰,便于分析影响因素 ♫ 缺点:计算不够精确
化工原理----精馏
♫(2)梯级的意义
n-1 Xn-1
n xn
n+1
yn-1 yn yn+1
yn yn+1
Xn+1
xn
Xn-1
梯级跨度越大(操作线与平衡线的偏离程度越大),表 示每块理论板的增浓程度越高,则所需理论板数越少。
F
Hm,V Hm,L
L L qF
由上式和进料板 V V (1 q)F
物料衡算,得
q
液化分数
通式
化工原理----精馏
☼2、各种进料热状况下的q值
♫(1)过冷液体进料 q>1
LV F
♫(2)饱和液体进料 q =1
LV F
L V
过冷液体进料
L V
饱和液体进料
化工原理----精馏
♫(3)汽液混合进料 0<q<1
V
♫(4)饱和蒸汽进料 q=0
F
♫(5)过热蒸汽进料 q<0
L V
过热蒸汽进料
化工原理----精馏
小结
☼ 1、逐板计算法求理论塔板数 ☼ 2、用图解法求理论塔板数
理论塔板数的计算

理论塔板数的计算一、逐板计算法精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 相平衡方程: 或第一板:第二板:…… 第m 板:第m+1板: (1)11+++=+R x x R R y D n n w m m x R f x R R f y 1111+--++=+nn n x x y )1(1-+=ααnn n y y x )1(--=ααD, V, L, xD F,xx y m m-逐板计算示意图 111)1(y y x --=ααDx y =11112+++=R x x R R y D 222)1(y y x --=αα111+++=-R x x R R y D m m F m m m x y y x ≤--=)1(αα第m 板为进料111)1(+++--=m m m y y x ααw m m x R f x R R f y 1111+--++=+第N 板:在计算过程中, 每使用一次平衡关系, 表示需要一层理论板. 由于一般再沸器相当于一层理论板.结果: 塔内共有理论板N 块, 第N 板为再沸器, 其中精馏段m-1块, 提馏段N-m+1块 (包括再沸器), 第m 板为进料板。
二、图解法图解法求理论板层数的基本原理与逐板计算法的完全相同,只不过是用平衡曲线和操作线分别代替平衡方程和操作线方程,用简便的图解法代替繁杂的计算而已。
1、操作线的作法首先根据相平衡数据, 在直角坐标上绘出待分离混合物的x-y 平衡曲线, 并作出对角线.W NN N x y y x ≤--=)1(ααw N N x R f x R R f y 1111+--++=-在x=xD 处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距xD /(R+1) 值, 在y 轴上定出点b, 联ab. ab为精馏段操作线.在x=xF 处作铅垂线, 与精馏段操作线ab交于点d.在x=xW 处作铅垂线, 与对角线交于点c, 联cd. cd为提留段操作线.2、求N 的步骤自对角线上a点始, 在平衡线与精馏段操作线间绘出水平线及铅垂线组成的梯级.当梯级跨过两操作线交点d 时, 则改在平衡线与提馏操作线间作梯级, 直至某梯级的垂直线达到或小于xw为止.每一个梯级代表一层理论板. 梯级总数即为所需理论板数.3、梯级含义:如第一梯级:由a点作水平线与平衡线交于点1(y1, x1), 相当于用平衡关系由y1求得x1;再自点1作垂线与精馏段操作线相交, 交点坐标为(y2, x1), 即相当于用操作线关系由x1求得y2。
精馏塔塔径与塔高计算

y1 yq Rmin Rmin 1 xP xq
或
xP yq Rmin Rmin 1 xP xq
整理得: 其中 对饱和液进料(xq=xF):
Rmin xP y F y F xF
Rmin
xP y q yq xq
yq
xq 1 ( 1) xq
5)最小回流比的计算 — 操作参数
根据: y R x 1 x n 1 n P R 1 R 1 其中:R= L / P 当系统处于全回流状态时 R=∞。 精馏段操作线为y=x(斜率最大、截距为零) 理论塔板数NT=NTmin。 当系统处于R=Rmin状态(斜率最小、截距 最大)时,精馏段操作线、加料线(q 线)、 相平衡方程线交汇于同一点(x=xq、y=yq ) 理论塔板数NT→∞。即方程满足:
符号意义:
y f x yn 1
y` f x` ym 1
R x xn D R 1 R 1
Wx L` xm W L`W L`W
y f qx y
q 1 x xF q 1 q 1
x y f x y 1 ( 1) x
Z
NT HT ET
其中:Z —板式塔有效高度(传质段),m NT —理论塔板数(不包括塔釜) HT —塔板间距(经验值:见P344表8—2) ET —全塔效率(<1,实测)
应掌握:1. 全塔操作线绘制 2. 图解法求NT 3. Rmin(图解法、解析法) 4. Z的计算
附二:理论板 数的求解思路
而 实际操作中的回流比: R=(1.1~2) Rmin. R↑:斜率↑、板数↓(分离效率↑) 、设 备造价↓、产品↓。 R↓:则与上述相反
yF
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(不包括塔釜) (包括塔釜)
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
(3)绘直角梯级 从(xD,xD)点开始,在精馏段操作线 与平衡线之间绘水平线与垂直线构成直角梯级,当梯级跨 过两段操作线交点d时,则改在提馏段操作线与平衡线之间 作直角梯级,直至梯级的垂线达到或跨过(xW,xW)点为止。 梯级总数即为所需的理论塔板数(包括塔釜)。
职业教育环境监测与治理技术专业教学资源库《化工单元操作》课程
项目八 蒸馏及设备操作
南京科技职业学院
项目八:精馏及设备操作
任务2:精馏过程工艺参数的确定 ---理论塔板数计算 回流比计算
南京科技职业学院 化学工程系
一、理论塔板数计算
(一)理论塔板概念 若汽液两相能在塔板上充分接触,使离
开塔板的汽液两相温度相等,且组成互为平 衡,则称该塔板为理论塔板。
❖ 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。
(三)实际塔板数确定 全塔效率 在指定的分离条件 下,所需的理论塔板 数NT(不包括塔釜) 与实际塔板数N之比 称为全塔效率,用符
号ET表E示T 。N即NT
实际塔板数:
N NT ET
L
泡罩塔塔板效率关系曲线
y3
xn-1
精馏段操作线方程
yn
yn
相平衡方程求
xn≤ xd
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。
y n 1
R R 1 xn
xD R 1
yAБайду номын сангаас
1
xA ( 1)xA
从加料板向下计算,改用提馏段操作线方程,采用类似的方法可计
算提馏段的理论塔板数。取提馏段第一层板下降液相组成x1= xn。即
根据x1 = xn
提馏段操作线方程
y2
根据 y2 相 平 衡方程求 x2
xm-1
提馏段操作线方程
ym
ym
相平衡方程求
二、回流比计算
2. 最小回流比
回流比最小极限,对应的塔板数为无穷多,确 定计算方法。
Rmin
xD yq
yq xq
二、回流比计算
3. 适宜回流比
分析回流比大小对精馏设备费用和操作费用的 影响。以精馏过程的设备费用与操作费用之和最 小为原则来确定适宜回流比。一般取最小回流比 的1.1~2.0倍。
其中跨过d点梯级所处的位置为理论进料板位置。
❖ 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。
(二)理论塔板数确定 理论塔板数常见的确定方法有逐板计算
法和图解法 1、逐板计算法 逐板计算法的计算原理为:交替、多次
使用操作线方程和平衡线方程。
xD = y1
相平衡方程求
x1
根据 x1
精馏段操作线方程
y2
根据 y2
相平衡方程求
x2
根据 x2
精馏段操作线方程
❖ 课后思考题
❖ 逐板计算法和图解法求算理论塔板数都是基于恒摩尔流假 定,而假定的主要条件是组分的摩尔汽化潜热相等。对组 分的摩尔汽化潜热相差较大物系,就不能用基于恒摩尔假 定的方法求取理论塔板数。
❖ 应该采用什么方法求理论塔板数?请查阅有关书籍。
二、回流比计算
1. 全回流和最少理论塔板数
回流比的最大极限,此时操作过程没有产品, 操作线斜率为1,对应的塔板数为最少,仅用于 精馏开车阶段和科研工作。
xm≤ xW
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。
ym1
L L W
xm
WxW L W
yA
1
xA ( 1)xA
全塔所需的理论塔板数NT为
N nm2 T
N nm1 T