精馏塔理论塔板数计算
精馏计算
利用x-y平衡关系
yn
1
(
xn 1) xn
求得x1， 利用精馏段操作线方程
yn1
R R 1
xn
1 R 1
xD
求得y2， 再利用x-y平衡关系
求得x2，
两方程交替计算，求得y3,x3,y4……….
那么，如果确定上、下板的气液关系，就可以依次由上至下， 逐层计算各层塔板上的气相和液相的摩尔浓度；
同样，也可以从塔底向塔顶计算各层塔板上的气相和液相 的摩尔浓度，那么就要知道提馏段的操作线方程！
F
F xD xW
V
原料液
F , xF , IF
L’
2
2
馏出液 L D , xD , ID
V’
釜残液 W , xW , IW
根据 F D W FxF DxD WxW 讨论：
①由全塔物料衡算知，在F、xF、D、xD、W、xW 6个变量中任 意4个量已知，则另外2个变量的值已被唯一地确定。
②规定塔顶、塔底产品组成xD、xW 时，即规定了产品质量，则 可计算产品的采出率D/F及W/F。换言之，规定了塔顶，塔底的
——称为进料热状况参数
1kmol为基准
17
✓ q值的意义：
①把L’和L、F联系起来： 每进料1kmol/h时，提馏段中的液体流量L’较精馏段L中增大 的kmol/h值。对于泡点、露点、混合进料，q值相当于进料 中饱和液相所占的分率。
②表示进料热状况
进料状况 冷液体
饱和液体
进料的焓 IF IF<IL IF=IL
关系——操作关系。
yn xn
y n 1
描述精馏塔内操作关系的方程称为操作线方程，可
通过物料衡算推导出来。
精馏塔物料计算
苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计1 设计任务和条件（1）年处理含苯60%(质量分数，下同) 的苯-甲苯混合液50000吨（2）料液温度35℃（3）塔顶产品浓度98%（4）塔底釜液含甲苯98%（5）每年实际生产天数 330（一年中有一月检修）（6）精馏塔顶压强 4Kpa（表压）（7）冷水温度 30℃（8）饱和蒸汽压力 0.1Mpa（9）地址：江苏盐城2. 板式塔的设计2.1 工业生产对塔板的要求：①通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。
②塔板效率要高。
③塔板压力降要低。
④操作弹性要大。
⑤结构简单，易于制造。
在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作，首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等），主要是考虑通过能力大。
2．2设计方案的确定2．2.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。
蒸馏过程按操作方式不同，可分为连续精馏和间歇精馏两种流程。
在本次的设计中，是为分离苯—甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应该采用连续精馏流程。
2.2.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，可分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。
一般除热敏性物系外，凡通过常压分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压精馏。
根据本次任务的生产要求，应采用常压精馏操作。
2.2．3进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，它的不同将影响塔内各层塔板的汽、液相负荷。
工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料，通常用釜残液预热原料。
所以这次采用的是泡点进料。
2.2.4加热方式的选择由于采用泡点进料，将原料液加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝气冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。
2.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。
苯—甲苯混合液是属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2.0倍。
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
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根底数据 〔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〕别离要求：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 H K x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由?别离工程?P65式3-23得：,1,,1LKi LK Wi HK D LK Wz xD Fx x =-=--∑ 〔式2. 1〕编号 组分 i f /kmol/h i f /%1 苯 3.5448 1.56252 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.86591002434.13005.001.01005.0046875.0015625.08659.226=---+⨯=D Kmol/hW=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h表2-2 物料衡算表2.2精馏塔工艺计算2.2.1操作条件确实定 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注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K表2-3饱和蒸汽压关联式数据以苯为例，2.562/15.3181/1-=-=C T T x1.5)434.033399.3434.062863.2434.033213.1434.098273.6()434.01()(635.11-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CSP PIn01.02974.09.48)1.5exp(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 试差法结果统计名称 A B C D 苯 -6.98273 1.33213 -2.62863 -3.33399 甲苯-7.28607 1.38091-2.83433 -2.79168 乙苯 -7.48645 1.45488-3.37538-2.23048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 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。
精馏塔的塔板效率
•根据雾沫夹带对板效率的影响，在工程上一般建议使 e'M不V 超过0.1。这样对
于表观效率的降低程度一般在10%之内。
L'M
（3）板效率与全塔效率的关系
当操作线和平衡线都是直线时
Nth
ln
1 a
1 A
1
N pr
ln 1
A
A LV M
M，板上摩尔分数时气液相平衡的斜率
A，操作线斜率与平衡线斜率之比
②板效率MV或Ml （莫菲里效率）
实际上的摩尔分数变化与平衡时应达到的摩尔分数变化之比
对于气体 MV
y n y n 1
y
* n
y n1
yn*
yn
Yn-1
对于液体
ML
xn1 xn xn1 xn*
xn
yn
Xn+1
Xn*
xn
③ 点效率OV
塔板上某点处实际上的摩尔分数变化与平衡时应达到的 摩尔分数变化之比 板效率是板上各点效率数值积分结果的一种表达形式
OV
Байду номын сангаас
y n
y
* J
yn1 yn1
（2）雾沫夹带对板效率的影响（表观效率）
由于雾沫夹带的结果，使一部分 高沸点组分含量多的液相直接被 带到上一层塔板，从而降低了上 一层塔板上的低沸点组分的摩尔 分数，抵消了部分精馏的效果。
a
MV
1
e'MV L'M
e'，单位鼓泡面积的夹带量
L'M，单位鼓泡面积的液相流量
5.8 空气二元系精馏过程的计算
5.8.1 精馏塔的塔板效率 5.8.2 用y－x图解法求双级精馏塔的理论塔板数
精馏塔塔设计及相关计算
---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------精馏塔塔设计及相关计算2011板式精馏塔设计任务书板式精馏塔的设计选型及相关计算设计计算满足生产要求的板式精馏塔，包括参数选定、塔主题设计、配套设计及相关设计图Administrator 09 级化工 2 班xx2011/12/11/ 27目录板式精馏塔设计任务....................................... 3一．设计题目. (3)二．操作条件 (3)三．塔板类型 (3)四．相关物性参数 ................................................ 3 五．设计内容 .................................................... 3设计方案 ...................................错误！未定义书签。
一．设计方案的思考 .............................................. 6 二．工艺流程 . (6)板式精馏塔的工艺计算书 ................................... 7一．设计方案的确定及工艺流程的说明............................... 二．全塔的物料衡算 ............................................... 三．塔板数的确定 ................................................. 四．塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算................... 五．精馏段的汽液负荷计---------------------------------------------------------------最新资料推荐------------------------------------------------------ 算 ......................................... 六．塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ............................... 七．塔板负荷性能图 ...............................................筛板塔设计计算结果 .....................错误！未定义书签。
精馏实际层数计算公式
精馏实际层数计算公式精馏实际层数计算是精馏塔设计中非常重要的一环，它决定了精馏塔的操作效果和性能。
精馏过程是通过塔板上的传质和传热来实现的，因此准确计算实际层数对于塔板布置和操作条件的确定至关重要。
在精馏塔中，精馏液从上方的塔头沿着塔板下流，同时精馏汽从塔底向上穿过塔板，两相间的相互作用使传质和传热得以有效进行。
实际上，在塔板上扩散、吸附、沸腾和冷凝等复杂的物质传递过程同时进行着。
这些作用是通过塔板布置的合理性和操作条件的控制来实现的。
那么，如何计算精馏实际层数呢？一般来说，精馏实际层数的计算需要考虑以下几个因素：1. 理论塔板数：理论塔板数指的是在理想条件下，只考虑传质过程，不考虑传热和其他因素的情况下所需的塔板数。
它可以根据所采用的传质计算公式和工艺参数进行计算。
2. 塔板效率：塔板效率是指在实际操作中，由于传质、传热和其他因素的影响，实际上所能达到的传质效果相对于理论塔板的百分比。
塔板效率是由实际操作和测试所得到的数据计算得出的。
3. 蒸汽速度和液体负荷：蒸汽速度是指单位时间内蒸汽通过塔板的体积，并且是精馏装置中的重要参数之一。
液体负荷是指单位时间内液体通过塔板的体积，在精馏操作中同样起到重要作用。
这两个参数的合理选择对于精馏塔的操作和效果有重要影响。
根据以上因素，精馏实际层数的计算可以通过以下公式进行：实际层数 = 理论塔板数× 塔板效率× 蒸汽速度 / 液体负荷在使用这个公式时，需要根据具体情况确定各个参数的数值，并注意单位的一致性。
同时，由于精馏塔的操作和工艺条件会有所变化，因此每个塔板的实际效果和性能都需要进行实际测试和调整。
总之，精馏实际层数的计算是精馏塔设计中重要的一环，它决定了塔板布置和操作条件的合理性。
准确计算实际层数可以帮助工程师确定精馏塔的操作效果和性能，为工业生产提供指导和参考。
而在实际操作中，还需要结合实测数据和调整，以确保塔板的正常运行和优化操作。
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>=94.000SiHCl315.3096 25.13082塔釜78℃SiCl444.44285 72.95299塔Ⅱ塔顶35℃SiH2ClⅠ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>=99.500SiHCl3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 Σ100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.002.由Fenske公式计算mNlg lg LK HKLK HKd 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 Fim i i D m m i x q R x R a a q a a q üï=-ï-ï?ýï=ï-ïþåå4.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 ，()()1NmHK i i HK HK i NmHK i HKHK 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0.2062,,,,HK F LK WR 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0.56680.750.75Y X=-式中1m R R X R -=+ ，1mN 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 。
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精馏塔理论塔板数计算
精馏塔是一种常用的分离和纯化混合物的设备。
在精馏过程中，混合物中的组分会根据其挥发性的差异，通过塔板分离为不同纯度的组分。
塔板数是衡量精馏塔分离效果的重要指标之一、本文将介绍精馏塔的理论塔板数计算方法，并简要解析其应用。
精馏塔的理论塔板数是指在无质量和热量传递损失的情况下，实现完全的分离所需的等效塔板数。
其计算可以使用Teope方程进行估算。
Teope方程是一个基于传递单元理论的简化模型，可以用于估算理论塔板数。
Teope方程的基本形式为：
Nt=Nf+Nr+Nz
其中，Nt为总塔板数，Nf为塔底下部的传质单元数，Nr为塔顶上部的传质单元数，Nz为塔体的塔板数。
传质单元数是通过传递单元量化描述的，可以根据不同的物理现象进行选择。
一般来说，传递单元可以是汽-液平衡单元、传质过程单元或传热过程单元等。
在使用Teope方程计算理论塔板数时，需要根据实际情况选择适当的传递单元。
常用的选择有根据挥发度平均法选择传质单元，或者根据物理性质（如热扩散系数）选择传质过程单元。
对于质量传输控制塔板，传质单元的选择可以通过挥发度平均法来实现。
挥发度是指组分在液相和气相中分配的平衡性质，可以通过实验或计算得到。
根据挥发度平均法，可以将塔板上的传质单元数定义为:
Nf = ΔHF / ln(αi)
其中，ΔHF为进料组分的化学势差，αi为塔底和塔顶组分浓度的挥
发度比。
对于能量传输控制塔板，传热过程单元的选择可以使用传热系数的平
均法。
传热系数是描述传热过程的性质，可以根据传热模型或实验来确定。
传热过程单元的计算可以使用下式：
Nr=ΔHR/(KlA)
其中，ΔHR为进料组分的焓差，Kl为液相传热系数，A为塔板有效
面积。
总的塔板数Nt的计算可以通过对Nf、Nr和Nz进行求和得到。
需要
注意的是，由于Teope方程是一个估算模型，其计算结果只能作为初步参考，并不能完全准确地预测塔板数。
精馏塔的理论塔板数计算是精馏塔设计的重要一步。
通过计算理论塔
板数，可以估计并优化精馏塔的分离效果，提高分离过程的经济性和效率。
同时，理论塔板数的计算结果也可以为进一步的实验研究和工程应用提供
指导。
总之，精馏塔的理论塔板数计算是一个复杂而关键的问题。
通过适当
选择传递单元和采用适当的计算模型，可以对塔板数进行估算。
计算结果
可以为精馏塔的设计和优化提供参考，并提高分离过程的效率和经济性。