精馏塔中的物料衡算
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。
精馏塔的物料衡算
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。
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。
精馏塔指标计算
2.精馏塔工艺计算2.1塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶，塔底产品含乙醇的摩尔分率F:原料液流量（kmol/s） xF:原料组成（摩尔分率，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s） xD:塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/s） xW:塔底组成2.1.2进料2.1.3物料衡算2.2有关的工艺计算2.2.1原料液的平均摩尔质量：Mf =xfMOHCHCH23+(1-xf)MOH2=0.1934⨯46+(1-0.1934)⨯18=23.4kg/kmol 同理可求得：MD =42.6972kg/kmol MW=18.5544kg/kmol45 C下，原料液中ρOH2=971.1kg/m3,ρOHCHCH23=735kg/m3由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表6。
表6 原料液`馏出液与釜残夜的流量与温度2.3 最小回流比及操作回流比的确定如图所示的乙醇-水物系的平衡曲线，具有下凹的部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，如图中点g所示。
点g附近已出现恒浓区，相应的回流比便是最小回流比。
对于这种情况下的Rmin的求法只能是通过作图定出平衡线的切线之后，再由切线的截距或斜率求之。
如图1-63所示，可用下式算出：1min min +R R =1934.08814.037.08814.0-- ⇒ R min =2.889可取操作回流比R=1.5⨯2.889=4.3342.4 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q C =(R+1)D(I VD -I LD ) 可以查得I VD =1266kJ/kg I LD =253.9kJ/kg,所以 Q C =(1.612+1)⨯2.0330⨯(1266-253.9)=5317.45kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25 C 和35 C 则 平均温度下的比热c pc =4.174kJ/kg C,于是冷凝水用量可求 W C =)(c Q 12pc C t t -=)2535(174.445.5317-⨯=127.4kg/h4.精馏塔主体尺寸计算4.3提留段塔径的计算1t 2DF t t +=705.91258.9983.83=+=℃查t-x-y 图在91.705℃下：0552.0=x A, A y 3273.0= 9448.0=xB, B y 6727.0=KmolKg xM xM MBAL/5456.199448.0180552.04621=⨯+⨯=+=M g =M 1y A +M 2y B =46⨯0.3273+18⨯0.6727=27.1644 kg/kmol 汽塔气相平均密度 v ρ=RTPM g=)705.91273(314.81644.27325.101+⨯⨯=0.9077 kg/m 3x AW =LA Mx M 1=5456.190552.046⨯=0.1299x BW =1-x AW =0.8701 汽塔的液相平均密度 在91.705℃下查表得：A ρ=729.5 kg/m 3B ρ=964.3 kg/m 3Lρ1=AAWx ρ+BBWx ρ=7295.01299.0+9643.08701.0=1.0804 L ρ=925.6 kg/m 3V=(R+1)D=(4.334+1)⨯8.057=42.976 kmol/h v B =vg 3600 vM ρ⨯ =9077.036001644.27976.42⨯⨯=0.3573 m/sL '=L+qF=8.811+1⨯10.09=18.901 kmol/h L 3=LLML ρ⨯3600'=6.92536005456.19901.18⨯⨯=0.1109⨯103-m 3/s查化工数据手册求取：A σ=16.1 mN/mB σ=60.05 mN/m5.塔高的确定：Z=（TT E N -1）H T =(7968.015-1)⨯0.45=8.02 m塔板结构尺寸的确定： ● 溢流装置● 由于塔径小于800mm,所以采用单溢流弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰， 取堰长L w =0.66D,即L w =0.66⨯0.3=0.198m 出口堰高HW=H1-HOW,66.0=DLw,则H ow =m 003.0)0198.02412.0(1100084.232=⨯⨯H w =H l - H OW =0.06-0.003=0.057m 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f 由66.0=Dlw,125.0Dw d ,=tf A A 0.0700W d =0.125⨯0.3=0.0375mA f =0.07⨯3202.04m D=π停留时间(03.25100899.045.0005.03s LsHtAf =⨯⨯=⋅=- 〉5S 符合要求）降液管底隙高度Ho h o =h w -0.006=0.051m 取边缘宽度取边缘宽度为W C =0.03m 安定区宽度安定区宽度为W S =0.050m 开孔区面积A a X=(2-D W d +W S )=)050.00375.0(23.0+-=0.0625mR=-2D W C =0.15-0.03=0.12mA a =2[x 222180R xR π+-sin 1-Rx =0.068m 2。
精馏塔的计算
X1、X2—分别为出塔和进塔液体的组成，
（1）分子扩散的阻力和速率主要决定于扩散物质和流体的温度以及某些物理性质。
（2）分子扩散速率与其在扩散方向上的浓度梯度成正比。
分子扩散系数是物质的物理性质之一。扩散系数大，表示分子扩散快。
（3）分子在液体中扩散速率比在气体中要慢的多。因为液体的密度比气体的密度大得多，其分子间距小。
2．涡流扩散：通过流体质点的湍动和旋涡而传递物质的现象。主要发生在湍流流体中。
所以气体的摩尔分率为yA=pA/P=vA/V；xD
yB=PB/P= vB/V或yB=1-yAF，xF
三．物料衡算（双组分）
对总物料衡算F =D+W
对易挥发组分衡算FxF=DxD+ WxW
式中：W
F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/hxW
xF、xD、xW——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率
二．吸收分类
组分数目：单组分吸收，多组分吸收。
化学反应：物理吸收，化学吸收。
热效应：等温吸收，非等温吸收。
三．相组成表示
1．比质量分率XW（YW）：混合物中两组分的质量之比。
XW（YW）= GA/GB=αA/αBkgA / kgB
2．比摩尔分率X（Y）：混合物中两组分的摩尔数之比。
X =nA/nB=xA/xB=xA/（1-xA）kmolA / kmolB
3．对流扩散：湍流主体与相界面间的涡流扩散与分子扩散两种传质作用的总称。
它与传热过程的对流传热类似。
六．吸收机理
（一）吸收机理（双膜理论要点）
1．相互接触的汽液两流体间存在着稳定的相界面，界面两侧各存在着一个很薄的有效层流膜层。吸收质以分子扩散方式通过两膜层。
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算原料甲醇组成: 塔顶组成: 塔底组成: 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:联立代入求解:二、常压下甲醇—水气液平衡组成(摩尔)与温度关系1、温度精馏段平均温度: 提馏段平均温度: 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: 气相组成:进料温度:气相组成:塔底温度:气相组成:1>精馏段:液相组成:气相组成:所以:2>提馏段:液相组成:气相组成:所以:由不同温度下甲醇与水得密度:求得在、、下得甲醇与水得密度(单位:)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:845.02V 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: 注:式中,下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分;、指主体部分得分子数;、指主体部分得分子体积;、为纯水、有机物得表面张力;对甲醇q=1。
精馏塔的物料衡算
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 x 898.002.18/06.004.32/94.004.32/94.0=+=D x1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量FM =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol DM=0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 h kmol F /467.9844.22243301075.17=⨯⨯⨯=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 0005.0=WxWM =0.0005⨯32.04+(1-0.0005) ⨯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 A A 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/kg q=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>12.1.3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,Y q ）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/h46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h 80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L'/h80.979kmol =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 VL y（b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)qq qx y x αα=+- 得yyx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yy yyx 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。
1 精馏塔的物料衡算
取 Ws=0.070m, Wc=0.040m （2）开孔区面积计算
开孔区面积 按
其中
计算
故
（3）筛孔计算及排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用
碳钢板，取筛孔直径 do=4.5mm.筛
孔按三角形排列，取孔中心距 t=3do=13.5mm
故：筛孔数目 为
开孔率 每层塔板上开孔面积 A0 和气体通过筛孔的速度 u0 为：
乙醇—水汽液平衡组成与温度的关系
乙醇摩尔分数
液相 x
气相 y
0.0
0.0
0.05
0.31
0.10
0.43
0.20
0.52
0.30
0.575
0.40
0.614
0.50
0.657
温度/ 0C
100.0 90.6 86.4 83.2 81.7 80.7 79.9
乙醇摩尔分数
液相 x
气相 y
0.60
0.698
0.70
0.755
0.80
0.82
0.894
0.894
0.95
0.942
1.00
1.00
温度/
0
C
79.1 78.7 78.4 78.15 78.3 78.3
②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图 1 中对角线上，自点 f（0.28,0.28）作垂线 fe 交平衡线于点 e，即为 q 线，e 点坐标为 xe=0.28, ye=0.565 故最小回流比为
Ls (m3 / s)
0.0006
0.002
0.004
0.006
0.008
Vs (m3 / s) 2.2679
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)
塔的物料计算
一、塔的物料计算1. 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数25/46x 0.11525/4675/18F ==+94/46x 0.86094/466/18D ==+-40.1/46x 3.915100.1/4699.9/18W ==⨯+2. 平均相对分子质量M 0.11546(10.115)1821.22(/)F kg kmol =⨯+-⨯= M 0.86046(10.869)1842.08(/)D kg kmol =⨯+-⨯=-4-4M 3.9151046(1 3.91510)1818.01(/)W kg kmol =⨯⨯+-⨯⨯=3．物料衡算总物料衡算 4000D W ''+= 易挥发组分物料衡算 0.940.0010.254000D W ''+=⨯联立以上两式得： 4000(/)F kg h '= 4000/21.22188.4(/)F kmol h == 1060.7(/)D kg h '= 1060.7/42.0225.2(/)D kmol h == 2939.3(/)W kg h '= 2939.3/18.01163.2(/)W kmol h == 二、塔板数的确定 1． 理论塔板数T N 的求取（1）求最小回流比min R 及操作回流比R因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q 线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与衡线相切,最小回流比的求法是由点(,)D D a x x 向平衡线作切线，再由切线的斜率或截距求min R ，如图由minmin 0.61R R =+得min R =1.5由工艺条件决定min 1.8R R = 故取操作回流比 2.7R = （2）求理论板数T N 精馏段操作线方程为： 11D x Ry x R R =+++ 2.70.8600.7300.2322.71 2.71x x =+=+++又因为物料是以泡点进料，故1q = 所以可做处图作图法解得：17T N =（不含再沸器）。
精馏塔物料平衡计算的方法及流程
精馏塔物料平衡计算的方法及流程下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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资料精馏塔中的物料衡算
0000 0000 3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算00000003.4.1操作温度的计算00000001.)塔顶温度计算0000000查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为DT ,则由内插法:0000000 0.7078.70.800.7078.478.7D Dx T --=--,0000000078.24D T ⇒=℃000000003.)塔釜的温度00000000查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为WT ,则由内插法:00000000.001000.050.0090.6100W Wx T --=--,0000000096.92W T ⇒=℃00000000则 精馏段的平均温度:0000000278.2482.1380.192m T +==℃0000000提馏段的平均温度:0000000196.9282.1389.532m T +==℃00000003.4.2操作压强00000000塔顶压强：P D =100 kpa0000000取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa0000000则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯=0000000塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯=0000000则 精馏段的平均操作压强:00000001100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强:00000002110.5104.9107.72m P +== .）液相的平均密度00000000.843D x =0.013W x =由11ii i n αρρ==∑ 计算00000000（1.）对于塔顶0000000078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 00000000质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.0679B A αα=-= 则1A B DA Bααρρρ=+⇒A B A LBD 1L ρααρρ=+0000000D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板000000082.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 0000000质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.5102B A αα=-= 则1A B FA Bααρρρ=+⇒A B A LB1F L ρααρρ=+0000000F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜0000000096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 0000000质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯0000000010.9689B A αα=-= 则1A B WA Bααρρρ=+⇒A B A LB1w L ρααρρ=+0000000w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：000000031769.2862.1815.6/22D F Lm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：000000032945.6862.1903.8/22F W Lm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面张力的计算0000000由 1ii i n x σσ==∑ 计算0000000（1.）对于塔顶0000000078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ= 00000000 则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=00000000（2.）对于进料板000000052.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜0000000096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=00000000则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯=0000000则精馏段的液体平均表面张力：0000000125.4452.7539.10/22D F Lm mN m σσσ++===提馏段的液体平均表面张力：0000000258.9652.7555.85/22F W Lm mN m σσσ++===物料衡算00000000原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率0000000 乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol =0000000水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol=0000000原料加料量 W=(59000*1000)/24*365=6735kg/h0000000进料组成 x F ＝0.450000000馏出液组成 x D ＝0.930000000 塔顶压力 p ＝1.03atm0000000水乙醇M x M X M F F F )1(-+⨯==0.45*46.07+0.55*8.02=30.6kg/kmol0000000F=6735/30.6=220kmol/h 0000000物料衡算式00000000F=D+W0000000W D F x W x D x F ⋅+⋅=⋅解得 D=105.43kmol/h W=114.56kmol/h X W =0.008300000000精馏塔二元系物系00000003.2回流比的确定00000003.2.1平均相对挥发度的计算0000000查[1]由相平衡方程1(1)x y x αα=+- 得(1)(1)y x x y α-=-0000000由常压下乙醇-水溶液的平衡数据0000000x 0.250.300.350.400.50 0.60 0.700.800.894 0.95 y 0.551 0.575 0.595 0.610.657 0.698 0.755 0.820.894 0.942由道尔顿分压定律i yp p =及A A Ai B B BP x P x ναν==0000000得)1()1(y aa a a y x x -⋅-⋅=α00000000将上表数据代入 得：0000000序号 123453.6815 3.1569 2.7254 2.3501 1.977 序号 6789101.541 1.32 1.14 1.000.85则 80.11010321=⋅⋅⋅=ααααα00000000则 平衡线方程：xx xx 80.0180.1y)1(1+==-+αα00000003.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定0000000x F ＝0.45 x D ＝0.93 x w ＝0.0083 α=1.80 因为q=1所以x q = x f ＝0.450000000由相平衡方程1(1)xy xαα=+-= 0.610000000最小回流比qq q D x y x X R --=min00000000解得 R MIN =200000000操作回流比取最小回流比的1.2倍0000000R =1.2min R =2.400000000 3.3板数的确定00000000i αiα3.3.1精馏塔的气液相负荷0000000精馏段：L=RD=2.4×105.43=253.03 kmol/h 0000000V=（R+1）D=（2.4+1）×105.43=358.46kmol/h0000000提馏段：L =L+qF=253.03+220=473.03kmol/h 0000000V =V+(q －1)F=V=358.46kmol/h0000000.3.2精馏段与提馏段操作线方程0000000精馏段操作线方程 27.071.0111y n +=+++=n D n x x R x R R 0000000提馏段操作线方程：003.032.1y n -=-=n D wn x x VWx x V L 00000003.3.3逐板法确定理论板数及进料位置（也可用芬克斯方程)0000000对于甲醇—水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。
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)
精馏塔的计算
精馏塔的计算精馏塔的计算⼀．精馏操作的三⼤平衡：保证精馏稳定操作的必要条件。
（1）物料平衡：进⼊某装置或设备的物料量必等于排出某装置或设备的物料量与过程累积的量。
当⽆累积量时，即：进料量=排出量。
对于精馏塔F=D+W体现了塔的⽣产能⼒，主要由F、D、W调节。
（2）汽液相平衡：是精馏操作的基础。
体现了产品的质量及损失情况。
由操作条件（T、P）及塔板上汽液接触的情况维持。
只有在温度、压⼒固定时才有确定的汽液平衡组成，（3）热平衡：是物料平衡和汽液平衡的基础。
Q⼊=Q出+Q损各层塔板上的热平衡 Q汽化=Q冷凝影响因素：塔釜加热蒸汽量、塔顶冷凝剂量、物料平衡、汽液平衡。
总之三⼤平衡相互制约，操作中常以物料平衡的变化为主，相应调节热量平衡以维持汽液平衡。
⼆．相组成的表⽰⽅法：传质操作中，物质在相与相之间进⾏传递，因⽽组分在各相中的浓度发⽣变化。
各组分在相之中的浓度表⽰⽅法很多。
（⼀）质量分率和摩尔分率1．质量分率：混合物中某组分的质量与混合物总质量的⽐值，称为该组分的质量分率。
αA= G A/G ；αB=G B/G 或αB=1-αA2．摩尔分率：混合物中某组分的摩尔数与混合物总摩尔数的⽐值，称为该组分的摩尔分率。
x A = n A/n ；x B= n B/n 或 x B=1-x AxA =（GA/MA）/（GA/MA+GB/MB）；xB=（GB/MB）/（GA/MA+GB/MB）3．质量分率和摩尔分率的换算质量分率换算成摩尔分率xA =（αA/MA）/（αA/MA+αB/MB）x B=（αB/M B）/（αA/M A +αB/M B）摩尔分率换算成质量分率αA = xAMA/（xAMA+xBMB）αB= x B M B/（x A M A +x B M B）(⼆)⽓体混合物的组成按照⽓体的性质，⽓体某组分的摩尔分率等于体积分率。
所以⽓体的摩尔分率为 y A = p A/P =v A/V ；y B= P B/P= v B/V 或y B=1-y A F，x三．物料衡算（双组分）对总物料衡算 F =D+W对易挥发组分衡算 F x F =D x D + W x W式中：F——原料液、塔顶产品（馏出液）、塔底产品（釜残液）流量，kmol/h x Wx F 、x D 、x W ——分别为原料液、馏出液、釜残液中易挥发组分的摩尔分率 D = F （x F -x W ）/（x D - x W ） W = F （x D –x F ）/（x D - x W ）塔顶易挥发组分的回收率 = （D x D / F x F ）×100% 回流⽐ = 液体回流量（kmol ）/塔顶馏出液量（kmol ）= L/D例：每⼩时将15000kg 含苯为0.4的苯-甲苯混合液在精馏塔中进⾏分离，操作压⼒为101.3kPa ，要求塔顶馏出液中含苯0.97，塔底液中含苯0.02（以上均为质量分率），求塔顶馏出液、塔底液的摩尔流量。
精馏塔物料衡算
设计题目：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计
任务要求：原料：乙醇~水溶液，年产量48000吨
乙醇含量：32.6%(质量分数)，原料液温度：25℃设计要求：塔顶的乙醇含量不小于83%(摩尔分率)
塔底的乙醇含量不大于1%(摩尔分率)
原料处理量：质量流量= 4.61 t/h
物料衡算
查表得：
M（乙醇）=46 kg/kmol M（水）=18 kg/kmol
1．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
塔顶物流：
进料物流：
塔底物流：
2．原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量
塔顶物流D的平均摩尔质量：
进料物流F的平均摩尔质量：
塔底物流W的平均摩尔质量：
3．物料衡算
进料流速：
根据：
总物料守恒：F=D+W
易挥发组分物料守恒：F*x F=D*x D+W*x Ws
得：D=45.48 kmol/h
W=204.82 kmol/h
4．甲醇回收率
η=(D*x D)/(F*x F)= (45.48*0.83)/(250.3*0.159)=0.949 三．理论板数N T的确定
查手册得：
表1：乙醇-水气液平衡数据
1．最小回流比R min
根据表1数据画出气液平衡x-y图，过（0.159,0.159）作垂直于x轴的直线，为进料线，于气液平衡线交于点（0.159,0.503），即为（x q，y q）
R min=（x D-y q）/（y q-x q）=（0.83-0.503）/（0.503-0.159）=0.95。
化工单元操作：全塔物料衡算
F=14000 / 117.7=118.95 kmol/h
工艺参数计算
全塔物料衡算
例：在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液 流量为14000kg/h，组成为0.3（二硫化碳的质量分数，下同）。若要求釜液组 成不大于0.05，馏出液回收率为90％。试求：馏出液的流量和组成？（分别以 摩尔流量和摩尔分数表示）
工艺参数计算
全塔物料衡算
例：在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四氯化碳所组成的混合液。已知原料液 流量为14000kg/h，组成为0.3（二硫化碳的质量分数，下同）。若要求釜液组 成不大于0.05，馏出液回收率为90％。试求：馏出液的流量和组成？（分别以 摩尔流量和摩尔分数表示）
解：
xF
wF / M A wF / M A (1 wF ) / M B
解：
馏出液回收率
DxD / FxF =90% DxD=0.9×118.95×0.465=49.78 由全塔物料衡算
F=D+W
FxF=DxD+WxW 解之
118.95=D+W 118.95×0.465=0.9×118.95×0.465+0.096W
D=61.33kmol/h xD=49.78 / 61.33=0.81
精馏技术 ---全塔物料衡算
工艺参数计算
全物料 衡算, 以单位时间为基准
列式：衡算式（质量守恒）、关系式
总物料： F D W
易挥发组分： FxF DxD Wxw
F、D、W —摩尔流量 kmol/s xF、xD、xW—摩尔分率
工艺参数计算
全塔物料衡算
工程计算中，通常F和xF、xD、xW为已知，由以上两式联立求解，可得馏 出液量D和残液量W。
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3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为D T ,则由内插法:0.7078.70.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ⇒=℃3.)塔釜的温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为W T ,则由内插法:0.001000.050.0090.6100W Wx T --=--,96.92W T ⇒=℃则 精馏段的平均温度: 278.2482.1380.192m T +==℃提馏段的平均温度: 196.9282.1389.532m T +==℃3.4.2操作压强塔顶压强：P D =100 kpa取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9107.72m P +==.）液相的平均密度0.843D x =0.013W x =由11ii i n αρρ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯10.0679B A αα=-= 则1A B DA Bααρρρ=+⇒ABALBD 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板 82.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯10.5102B A αα=-= 则1A B FA Bααρρρ=+⇒ABALB1FL ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ=质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯10.9689B A αα=-= 则1A B WA Bααρρρ=+⇒ABALB1wL ρααρρ=+ w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：31769.2862.1815.6/22D F Lm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：32945.6862.1903.8/22F W Lm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面张力的计算由 1ii i n x σσ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ= 则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=（2.）对于进料板52.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯=则精馏段的液体平均表面张力：125.4452.7539.10/22D F Lm mN m σσσ++===提馏段的液体平均表面张力：258.9652.7555.85/22F W Lm mN m σσσ++===物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 46.07/A M kg kmol = 水的摩尔质量 18.02/B M kg kmol = 原料加料量 W=(59000*1000)/24*365=6735kg/h 进料组成 x F ＝0.45 馏出液组成 x D ＝0.93 塔顶压力 p ＝1.03atm水乙醇M x M X M F F F )1(-+⨯==0.45*46.07+0.55*8.02=30.6kg/kmol F=6735/30.6=220kmol/h 物料衡算式F=D+WW D F x W x D x F ⋅+⋅=⋅解得 D=105.43kmol/h W=114.56kmol/h X W =0.0083精馏塔二元系物系 3.2回流比的确定3.2.1平均相对挥发度的计算 查[1]由相平衡方程1(1)x y x αα=+- 得(1)(1)y x x y α-=-由道尔顿分压定律i yp p =及A A Ai B B B P x P x ναν==得)1()1(y a a a a y x x -⋅-⋅=α将上表数据代入 得：序号 123453.6815 3.1569 2.7254 2.3501 1.977 序号 6789101.541 1.32 1.14 1.00 0.85则 80.11010321=⋅⋅⋅=ααααα 则 平衡线方程：xx xx 80.0180.1y)1(1+==-+αα3.2.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定x F ＝0.45 x D ＝0.93 x w ＝0.0083 α=1.80 因为q=1所以x q = x f ＝0.45 由相平衡方程1(1)xy xαα=+-= 0.61最小回流比qq q D x y x X R --=min解得 R MIN =2操作回流比取最小回流比的1.2倍 R =1.2min R =2.43.3板数的确定3.3.1精馏塔的气液相负荷精馏段：L=RD=2.4×105.43=253.03 kmol/hV=（R+1）D=（2.4+1）×105.43=358.46kmol/h 提馏段：L =L+qF=253.03+220=473.03kmol/hiαiαV =V+(q －1)F=V=358.46kmol/h.3.2精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程 27.071.0111y n +=+++=n D n x x R x R R 提馏段操作线方程：003.032.1y n -=-=n D w n x x V Wxx V L3.3.3逐板法确定理论板数及进料位置（也可用芬克斯方程)对于甲醇—水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。
根据求得的相对挥发度α可知 相平衡方程为 1(1)nn nx y x αα=+-⇒ n n n n y y y x 8.08.1y 1--n -==）（ααDn x R x R R 111y 1n +++=-因为泡点进料，q=1， xq=xf=0.45 第一块板上升的蒸汽组成 y 1=x D =0.93 第一块板下降的液体组成由上式求取 X 1=0.88由第二块板上升的气相组成: Y 2=0.89由第二块板下降的液体组成如此反复计算：y 3=0.84 x 3=0.75 Y 4=0.80 x 4=0.68 Y 5=0.73 x 5=0.56Y 6=0.67 x 6=0.44＜Fx因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程:003.032.1y n -=-=n D wn x x V Wx x V L如此反复计算： y 7=0.51 x 7=0.32 y 8=0.41 x 8=0.26 y 9=0.32 x 9=0.189 y 10=0.22 x 10=0.114 y 11=0.127 x 11=0.074 y 12=0.064 x 12=0.031y 13=0.035 x 13=0.018＜x w根据以上求解结果得： 总理论板数为 13 （包括再沸器） 进料板位置为 6 精馏段理论板数 5 提馏段理论板数 8 3.3.4全塔效率由进料组成 x F =0.45经查表 得 泡点温度78.24d T =℃在此温度下 查文献 得 ：0.55583.A a mp s μ= 0.28767.B a mp s μ= 则进料液再该温度下的平均粘度为：()'0.555830.28767/20.42175μ=+=则板效率E 由奥。
康奈尔公式()0.245''0.49E a μ-=计算E ==0.401则 实际塔板数：9N 220.401== 精 馏 段: 13N 7.4870.401==≈ 提 馏 段: 2614.96150.401N ==≈ 3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作温度的计算 1.)塔顶温度计算查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时,其沸点分别为78.7℃78.4℃塔顶温度为D T ,则由内插法:0.7078.70.800.7078.478.7D D x T --=--, 78.24D T ⇒=℃3.)塔釜的温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.05时,其沸点分别为100℃和90.6℃设塔顶温度为W T ,则由内插法:0.843D x =0.001000.050.0090.6100W Wx T --=--,96.92W T ⇒=℃则 精馏段的平均温度: 278.2482.1380.192m T +==℃提馏段的平均温度: 196.9282.1389.532m T +==℃3.4.2操作压强塔顶压强：P D =100 kpa取每层塔板压降:ΔP=133.322 pa则 进料板压力: 1000.77104.9F P kpa =+⨯= 塔釜 压力: 1000.77104.9W P kpa =+⨯= 则 精馏段的平均操作压强: 1100104.9102.52m P kpa +== 提馏段的平均操作压强: 2110.5104.9107.72m P +==.）液相的平均密度由11ii i n αρρ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C =查文献 3741.83/A kg m ρ=，3972.9/B kg m ρ= 质量分率 ()0.84346.070.93210.84346.0710.84318.02A α⨯==⨯+-⨯10.0679B A αα=-=0.013W x =则1A B DA Bααρρρ=+⇒ABALBD 1L ρααρρ=+ D ρ31775.2/0.93210.0679763.6972.9m kg ==+（2.）对于进料板 82.13F T C =查文献 3739.6/A kg m ρ=，3970.50/B kg m ρ= 质量分率 ()0.215746.070.41270.215746.0710.215718.02A α⨯==⨯+-⨯10.5102B A αα=-= 则1A B FA Bααρρρ=+⇒ABALB1FL ρααρρ=+ F ρ31862.1/0.41270.5873739.6970.5m kg ==+（3.）对于塔釜096.92W T C = 160.009195x =查文献 3721.2/A kg m ρ=，3955.1/B kg m ρ= 质量分率 ()0.012446.070.03110.012446.0710.012418.02A α⨯==⨯+-⨯10.9689B A αα=-= 则1A B WA Bααρρρ=+⇒ABALB1wL ρααρρ=+ w ρ31945.6/0.03110.9689721.2955.1m kg ==+则 精馏段的液相平均密度：31769.2862.1815.6/22D F Lm kg m ρρρ++===提馏段的液相平均密度：32945.6862.1903.8/22F W Lm kg m ρρρ++===3.4.5液体表面张力的计算由 1ii i n x σσ==∑ 计算（1.）对于塔顶078.24D T C = 10.702x =查文献 18.45/A mN m σ=，62.98/B mN m σ= 则()0.84318.7510.843663.4225.44/LD mN mσ=⨯+-⨯=（2.）对于进料板52.75/LF mN m σ= （3.）对于塔釜096.92W T C =查文献 16.60/A mN m σ=，59.49/B mN m σ=则 ()0.012416.6010.012459.4958.96/LW mN m σ=⨯+-⨯= 则精馏段的液体平均表面张力：125.4452.7539.10/22DF Lm mN m σσσ++=== 提馏段的液体平均表面张力：258.9652.7555.85/22FW Lm mN m σσσ++===3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段液气流动参数 1122220.00083600815.60.02410.8413600 1.27s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⨯⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =， 0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面张力 20/mN m σ≠ ∴ 0.22020ff c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22039.10.0730.0832020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.083 2.084/u m s === 取安全系数为0.6，则空塔气速： max 0.80.7 2.084 1.459/u u m s ==⨯=则D m == 按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ： 220.7854T A D m π==实际空塔气速u ： 0.841 1.071/0.785s T V u m s A ===提馏段液气流动参数 1122220.0011903.80.04250.8240.89s Lm LV s Vm L F V ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭取板间距0.40T H m =，板上清液高度0.06c h m =， 0.400.060.34T c H h m -=-=则 查史密斯关联图 得 200.073f c = 又 液体的表面张力 20/mN m σ≠ ∴ 0.22020ff c c σ⎛⎫= ⎪⎝⎭∴ 0.20.22055.850.0730.08842020f f c c σ⎛⎫⎛⎫=== ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴max 0.0884 2.816/u m s === 取安全系数为0.8，则空塔气速： max 0.80.7 2.816 1.971/u u m s ==⨯=则D m == 按标准塔径园整后为： 1.0D m = 塔截面积T A ： 220.7854T A D m π==实际空塔气速u ： '0.824 1.05/0.785s T V u m s A === 3.5.2精馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 H T =0.4m则 ()()710.41510.40.8-⨯+-⨯+ 8.8m=。