精馏塔塔设计及相关计算
精馏塔详细设计
二.精馏段的设计1).塔径的设计进料口：164.5t C =︒ 0.942320.0581832.026D M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31/750m kg A =ρ 表面张力：m N A /0185.01=σ 液态水密度：31/985m kg B =ρ 表面张力：m N B /064.01=σ甲醇质量分数：10.94A a = 水的质量分数：10.024B a =∴()3110032.062 1.143/8.31427264.5D V PM kg m RTρ⨯===⨯+31111782.657/750985L A B kg ma a ρ==+塔顶：287.7t C =︒ 320.995180.00532.65F M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：32730/A kg m ρ= 表面张力：20.016/A N m σ= 液态水密度：32/980m kg B =ρ 表面张力：20.061/B N m σ=甲醇质量分数：20.963A a = 水的质量分数：20.0002B a =∴()3210032.65 1.164/8.31427287.7FV PM kg mRTρ⨯===⨯+32221757.931/730980L A B kg m a a ρ==+3121.143 1.1641.153/22V V V kg mρρρ++===312782.657757.931770.294/22L L L kg mρρρ++===32.06232.6532.356/22DFMM M kg km ol++===VDS VMV ρ==353.3832.0620.416/1.1533600m s⨯=⨯LDS LML ρ==3319.1632.062 1.4210/770.2943600m s-⨯=⨯⨯0.01850.9420.0630.0580.061/N m σ=⨯+⨯=气液流动参数：0.50.50.0002779.2940.0140.461 1.153S L S V L V ρρ⎡⎤⎡⎤=⨯=⎢⎥⎢⎥⎣⎦⎣⎦塔板上液层高度：m h L 08.0= 塔板间距：300T H m m = 0.22T L H h m -= 查史密斯关联图得：200.045C = 泛点气速：0.50.20.20.5200.061770.294 1.1530.045 1.454/0.020.02 1.153L V f Vu C m sρρσρ⎛⎫--⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭流通截面上气速： '0.81.4541.018/u m s=⨯= 流通方式选单流型，取7.0/=D l W ，流通截面积为：'2'0.4160.4091.454S V A mu===查弓型降液管参数图得：0.08f TA A = 即22'0.409120.0810.487f T TTTA A A mA A A =-⇒⨯=-⇒=塔径：0.787D m === 圆整0.8m2）溢流装置的设计堰长：/0.70.70.80.56W W l D l m =⇒=⨯=堰高：取m h L 08.0=，堰上液层高度：32100084.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=W S owl L E h ，查得0.1=E则22332.840.00020.00284 1.00.00410000.56S owW L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴ 堰高 0.080.0040.076W L ow h h h m =-=-=由7.0/=D l W 查弓型降液管参数图得：15.0/=D W d /0.08f T A A = ∴降液管面积：20.080.4870.039f A m =⨯= 降液管宽度：0.150.80.12d W m =⨯=校核液体在降液管中停留的时间： 0.0390.352.2340.0002f T SA H s L τ⨯===＞s53）浮阀数N取030h m m =，采用凹形受液盘，深度为60mm,采用(),681181-TB F 型浮阀 孔径9,039.000==F m d ，则阀孔气速：08.381/3u m s== 22000.41641.5770.7850.7850.0398.381SV N d u ===⨯⨯⨯个圆整42个采用等腰三角形叉排，取边缘区宽度m W W m W S S C 1.0,05.0'===取安定区宽度 鼓泡区面积：⎪⎭⎫⎝⎛+-+⎪⎭⎫ ⎝⎛'+'-'=--)(sin 180)(sin18012221222r x r x r x r x r x r x A a ππ其中：所以：0.11a A m =取 ：mm t 75'= '0.11t 0.0350.07542a A m N t===⨯则 综合考虑取t 的实际值为： 65t m m =按mm t 75'=和65t m m =以及等腰三角形叉排流程图，得43N =个()()'0.80.120.10.18220.80.050.3522d s c D x x W W mD r W m==-+=-+==-=-=020.4168.381/0.7850.7850.001543SV u m sd N ===⨯⨯08.99F u === 在适宜范围内. 开孔率:在适宜范围内.三.提馏段的设计1).塔径的设计塔底：165t C =︒ 0.169320.8311819.51W M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31750/A kg m ρ= 表面张力：10.019/A N m σ= 液态水密度：31982/B kg m ρ= 表面张力：10.065/B N m σ=甲醇质量分数：10.166A a = 水的质量分数：10.828B a =∴()3110019.510.695/8.31427265DV PM kg mRTρ⨯===⨯+31111939.399/750982L A B kg m a a ρ==+进料口：164.5t C =︒ 0.942320.0581832.026D M k g k m o l=⨯+⨯= 液态甲醇密度：31/750m kg A =ρ 表面张力：m N A /0185.01=σ 液态水密度：31/985m kg B =ρ 表面张力：m N B /064.01=σ甲醇质量分数：10.94A a = 水的质量分数：10.024B a =∴()3110032.062 1.143/8.31427264.5D V PM kg m RTρ⨯===⨯+2200.039100%43100%10.2%14%0.8d N D φ⎛⎫⎛⎫=⨯=⨯⨯=< ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭31111782.657/750985L A B kg ma a ρ==+3120.695 1.1430.919/22V V V kg m ρρρ++===312939.399782.657861.028/22L L L kg m ρρρ++===32.02619.5132.356/22W FM MM kg km ol ++===()'310.07335.8732.3560.4160.442/0.9193600S S Vq FMV V m sρ-⨯⨯=+=+=⨯'31.07335.8732.3560.00020.0006/861.0283600S S LqFML L m s ρ⨯⨯=+=+=⨯0.0190.1690.0650.8310.057/N m σ=⨯+⨯=气液流动参数：0.50.50.0006861.0280.0430.4420.919S L V S L V ρρ'⎡⎤⎡⎤=⨯=⎢⎥⎢⎥'⎣⎦⎣⎦塔板上液层高度：m h L 08.0= 塔板间距：300T H m m =0.24T L H h m-= 查史密斯关联图得：200.047C = 泛点气速：0.50.20.20.5200.057861.0280.9190.047 1.774/0.020.020.919L V f V u C m sρρσρ⎛⎫--⎛⎫⎛⎫⎛⎫=== ⎪⎪ ⎪⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭流通截面上气速： '0.71.7741.242/u m s =⨯= 流通方式选单流型，取7.0/=D l W ，流通截面积为：'2'0.4420.3561.242S V A mu'===查弓型降液管参数图得：0.08f TA A = 即22'0.356120.0810.423f T TTTA A A mA A A =-⇒⨯=-⇒=塔径：0.734D m === 圆整0.8m堰长：/0.70.70.80.56W W l D l m =⇒=⨯=堰高：取m h L 08.0=，堰上液层高度：232.841000SowWL h E l ⎛⎫'= ⎪ ⎪⎝⎭，查得0.1=E 则22332.840.00060.00284 1.00.00710000.919S ow W L h E m l ⎛⎫⎛⎫==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭∴ 堰高 0.080.0070.073W L ow h h h m =-=-=由7.0/=D l W 查弓型降液管参数图得：15.0/=D W d /0.08f T A A = ∴降液管面积：20.080.4230.033f A m =⨯= 降液管宽度：0.150.80.12d W m =⨯=校核液体在降液管中停留的时间： 0.0330.5516.240.0006f T S A H s L τ⨯==='＞s 53）浮阀数N取030h m m =，采用凹形受液盘，深度为60mm,采用(),681181-TB F 型浮阀 孔径9,039.000==F m d ，则阀孔气速：09.388/9u m s == 22000.44239.4010.7850.7850.0399.388S V N d u '===⨯⨯⨯个 圆整40个采用等腰三角形叉排，取边缘区宽度m W W m W S S C 1.0,05.0'===取安定区宽度鼓泡区面积：⎪⎭⎫⎝⎛+-+⎪⎭⎫ ⎝⎛'+'-'=--)(sin 180)(sin18012221222r x r x r x r x r x r x A a ππ所以 0.11a A m m = 取 ：mm t 75'= '0.11t 0.037400.075a A m N t===⨯则 综合考虑取t 的实际值为： 65t m m =按mm t 75'=和mm t 100=以及等腰三角形叉排流程图，得43N =个 020.4419.388/0.7850.7850.001543S V u m sd N '===⨯⨯08.99F u === 在适宜范围内.开孔率:在适宜范围内.四.入孔位置与塔高五．浮阀塔板的流体力学校核1．精馏段1）雾沫夹带量的校核2104.2221.02456.2226.127.028.12mA A A m W D Z f T b d L =⨯-=-==⨯-=-=泛点率:2200.039100%43100%10.2%14%0.8d N D φ⎛⎫⎛⎫=⨯=⨯⨯=< ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭%10036.1⨯+-=bFL S VL V sl A KCZ L V F ρρρ()()'0.80.120.10.18220.80.050.3522d s c D x x W W mD r W m ==-+=-+==-=-=()()mW D r W W D x x c s d 85.005.028.1253.01.027.028.12'=-=-==+-=+-==%80%76.36014.211.0126.11042.136.197.0284.80197.0223.235.0<=⨯⨯⨯⨯⨯+⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=-其中：0.1=K 查图得：11.0=F C即雾沫夹带量气体液体kg kg e V /1.0<，不会发生过量液沫夹带. 2)液泛的校核()()m h H w T 312.0073.055.05.0=+⨯=+ϕ∵sm u s m u V oc /317.8/68.1097.05.105.100825.11825.11=>===ρ∴液柱m u h Ld 036.0284.801317.89.199.19175.0175.00=⨯==ρ()()028.004.026.11042.1153.0153.004.0007.0073.05.02321=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==+⨯=+=-hl L h m h h h w Sow w πβ=d H ππh h h h h h h h h d ow w f ow w ++++=+++1()w T h H +<=++++=ϕ128.0028.004.0036.0007.0073.0所以不会发生液泛，选择合适.3)绘制塔板负荷性能图○1液体负荷上限线（线１） 按液体在降液管中最短时间为3秒计算,液相负荷最大值为： s m A H L fT S /105.403221.055.033-⨯=⨯==τ○2液相负荷下限线（线２） 以平堰上高度006.0=ow h 作为液相负荷下限标准s m L l L E S w S /10388.400284.0006.03432-⨯=⇒⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= ○3气相负荷下限线（线３） 取50=F s m N d V VS /333.197.042270015.014.3545320=⨯⨯⨯⨯=⋅=ρπ○4过量液膜夹带线（线４） %809.0=>l F m D 取泛点率SS S S L V L V 57286.5014.211.0126.136.197.0284.80197.08.05.0-=⨯⨯⨯⨯+⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=○5液泛线（线５） ()()()22667.0667.0175.0175.0175.0667.0322.61153.0001.0037.0002.0073.05.05.0031.02270015.0785.0284.80119.19002.000284.0073.0S w SSS ow w L l SSd S w S oww L hl L h L L h h h h V V h L l L E h mh =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=+=+⨯=+===⨯⨯⨯⨯==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==πβ=d H ππh h h h h h h h h d ow w f ow w ++++=+++1 =312.0073.0+667.0002.0SL +175.0031.0SV +667.0001.0037.0SL ++22.61S L2667.0175.0194.1974097.0516.6S SSL L V --=作出负荷性能图如下：%10036.1⨯+-=bF LS V L Vs l A KC Z L V F ρρρ由图可知：塔的设计点位于图左下方，塔的操作负荷上受雾沫夹带控制，下受漏液控制。
精馏塔的计算
3．解吸：从吸收剂中分离出已被吸收气体的操作。
4．吸收操作传质过程：单向传质过程，吸收质从气相转移到液相的传质过程。
其中包括吸收质由气相主体向气液相界面的传递，及由相界面向液相主体的传递。
5．吸收过程：通常在吸收塔中进行。为了使气液两相充分接触，可采用板式塔或填料塔，少数情况下也选用喷洒塔。
对于易溶气体，H很大，此时，传质阻力集中于气膜中，液膜阻力可以忽略，1/ KG≈1/kG气膜阻力控制着整个吸收过程的速率，吸收总推动力的绝大部分用于克服气膜阻力，这种情况称为“气膜控制”。
对于气膜控制的吸收过程，如要提高其速率，在选择设备型式及确定操作条件时，应特别注意减小气膜阻力。
（2）以C*-C表示总推动力的吸收速率方程式（液相总吸收速率方程式）
解：将液组成换算成摩尔分率。
xF=（40/78）/(40/78+60/92)= 0.44
xD=(97/78)/(97/78+3/92)=0.974
xW=(2/78)/(2/78+98/92)=0.0235
原料平均摩尔质量MF=78×0.44+92×0.56=85.8kg/kmol
由物料衡算：F= D+W =15000/85.8= 175kmol/h
则F = D + W
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？
化工原理课程设计——精馏塔设计
南京工程学院课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计课程名称化工原理院(系、部、中心)康尼学院专业环境工程班级K环境091学生姓名朱盟翔学号240094410设计地点文理楼A404指导教师李乾军张东平设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日符号说明英文字母A a——塔板开孔区面积，m2；A f——降液管截面积，m2；A0——筛孔面积；A T——塔截面积；c0——流量系数，无因此；C——计算u max时的负荷系数，m/s；C S——气相负荷因子，m/s；d0——筛孔直径，m；D——塔径，m；D L——液体扩散系数，m2/s；D V——气体扩散系数，m2/s；e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次；E T——总板效率，无因次；F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2；h1——进口堰与降液管间的距离，m；h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱；h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m；h f——塔板上鼓泡层液高度，m；h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱；h L——板上清夜层高度，m；h0——降液管底隙高度，m；h OW——堰上液层高度，m；h W——出口堰高度，m；h'W——进口堰高度，m；Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱；H——板式塔高度，m；溶解系数，kmol/(m3·kPa)；H B——塔底空间高度，m；H d——降液管内清夜层高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H F——进料板处塔板间距，m；H P——人孔处塔板间距，m；H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次；l W——堰长，m；L h——液体体积流量，m3/h；L S——液体体积流量，m3/h；n——筛孔数目；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；△P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m，t——筛板的中心距，m；u——空塔气速，m/s；u0——气体通过筛孔的速度，m/s；u0，min——漏气点速度，m/s；u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h；V s——气体体积流量，m3/h；W c——边缘无效区宽度，m；W d——弓形降液管宽度，m；W s——破沫区宽度，m；x——液相摩尔分数；X——液相摩尔比；y——气相摩尔分数；Y——气相摩尔比；Z——板式塔的有效高度，m。
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。
精馏塔的设计
第一章生产工艺流程的确定本设计的任务为分离正庚烷和正辛烷混合物的精馏塔设计。
对于此二元混合物的分离，采用常压下的连续精馏操作装置。
本设计采用饱和蒸汽进料，将原料以饱和蒸汽状态送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液体在泡点下一部分经回流装置回流至塔内，其余的部分经产品冷凝冷却器冷凝冷却后送人储罐。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
该物系属于易分离物系，最小回流比较小，操作回流比为最小回流比的2倍。
本设计带控制点的生产工艺流程图见附图-1。
第二章精馏塔2.1 精馏塔的物料衡算通过查阅资料知，一个大气压下，正庚烷的沸点为98.4℃，正辛烷的沸点125.6℃，所以混合液中，正庚烷是易挥发成分。
2.1.1已知条件:混合液的流量：F=12t/h正庚烷的含量：x F=0.42正庚烷的回收率：φ=0.98釜残夜中正庚烷的含量：x w =0.032.1.2物料衡算过程：混合液的平均相对分子质量：M F=0.42*100+0.58*114=108.12Kg/kmol混合液的流量：F=12*1000/108.12=110.99Kmol/h总物料衡算：110.99=D+W110.99*0.42=D* x D +W* x w0.98=D* x D /F*x F计算结果：D=79.77 W=31.22 x D=0.5732.2 塔板数的确定2.2.1塔板理论数N T的求取正庚烷—正辛烷属于理想物系，采用图解法求理论板层数。
（1）由资料查得正庚烷—正辛烷在101.3KPa的气液平衡数据如下:温度（℃）：98.4 105 110 115 120 125.6X: 1.0 0.656 0.487 0.311 0.157 0.0y: 1.0 0.810 0.673 0.491 0.280 0.0绘出x-y图，见附图2。
（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
在附图2中对角线上，自点e（0.42,0.42）作垂线ef即为进料线，该线与平衡线的交点坐标y q = 0.42 x q=0.26最小回流比为R min= (x D- y q )/ (y q - x q)=(0.573-0.42) / ( 0.42-0.26) = 0.96取操作回流比为R=2 R min=2*0.96=1.92（3）求精馏塔的气液负荷线L=RD=1.96*79.77=156.35V=(R+1)D=(1+1.96)*79.77=232.93L=L=156.35V=V-F=232.93-110.99=122.0(4) 求操作线方程精馏段操作线方程为y=L x /V + D x D /V =0.658x+0.196提馏段操作线方程为y=L x /V -W x W /V =1.282x-0.008(5)图解法取理论板层数采用图解法取理论板层数，如附图2所示。
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
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。
精馏塔的设计（毕业设计）
精馏塔的设计（毕业设计）精馏塔尺⼨设计计算初馏塔的主要任务是分离⼄酸和⽔、醋酸⼄烯，釜液回收的⼄酸作为⽓体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸⼄烯和⽔经冷却后进⾏相分离。
塔顶温度为102℃，塔釜温度为117℃，操作压⼒4kPa。
由于浮阀塔塔板需按⼀定的中⼼距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀⽚，其结构⽐泡罩塔简单，⽽且⽣产能⼒⼤，效率⾼，弹性⼤。
所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选⽤F1型重阀。
在⼯艺过程中，对初馏塔的处理量要求较⼤，塔内液体流量⼤，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液⾯落差，改善⽓液分布状况。
4.2.1 操作理论板数和操作回流⽐初馏塔精馏过程计算采⽤简捷计算法。
（1）最少理论板数N m系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，⼀般按Fenske ⽅程[20]求取。
式中x D,l，x D,h——轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或⽓相）中的摩尔分数；x W,l，x W,h——轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数；αav——轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度；N m——系统最少平衡级（理论板）数。
塔顶和塔釜的相对挥发度分别为αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：由式（4－9）得最少理论板数：初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数N m应较⼩，则最少理论板数：。
（2）最⼩回流⽐最⼩回流⽐，即在给定条件下以⽆穷多的塔板满⾜分离要求时，所需回流⽐R m，可⽤Underwood法计算。
此法需先求出⼀个Underwood参数θ。
求出θ代⼊式（4－11）即得最⼩回流⽐。
式中——进料（包括⽓、液两相）中i组分的摩尔分数；c——组分个数；αi——i组分的相对挥发度；θ——Underwood参数；——塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。
进料状态为泡点液体进料，即q=1。
取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则在进料板温度109.04℃下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以利⽤试差法解得θ=0.9658，并代⼊式（4－11）得（3）操作回流⽐R和操作理论板数N0操作回流⽐与操作理论板数的选⽤取决于操作费⽤与基建投资的权衡。
精馏塔设计
精馏塔设计精馏塔（板式）设计是一项非常重要的工程任务，因为它直接关系到化工过程中的分离效率和产品质量。
本文将围绕精馏塔（板式）设计的主要步骤和关键考虑因素展开讨论。
精馏塔（板式）设计的主要步骤如下：1.确定分离的混合物组成和物理性质：在进行精馏塔（板式）设计之前，需要明确分离的混合物的组成和物理性质，如蒸汽压、沸点、相对挥发性等。
这些参数将对塔的设计和操作条件产生重要影响。
2.确定塔的分离目标：清楚定义需要分离的组分和目标纯度，这将有助于确定塔的塔径和高度。
3.确定塔的类型和板式布局：根据分离目标和物理性质，选择适合的塔类型和板式布局。
常见的板式布局包括泡沫塞板和穿孔板。
4.计算塔的塔径和高度：通过对物理性质和操作条件的分析，利用热力学和质量传递原理计算塔的塔径和高度。
常用的计算方法包括卡塔拉计算法、梅奇尔方法、图纸或直接计算。
5.确定板间液体分布器和气体分配器：在塔设计中，还需要确定合适的板间液体分布器和气体分配器，以确保在塔中均匀分布液体和气体。
6.确定冷凝器和回流比：根据分离目标和热力学原理，确定适当的冷凝器和回流比，以实现所需的分离效率和产品纯度。
7.进行塔内液体和气体流动分析：通过数值模拟或试验等方法，对塔内的液体和气体流动进行分析，验证塔设计的合理性和预测分离效率。
8.进行塔的材料选择和结构设计：根据操作条件和介质性质，选择适当的材料和进行塔的结构设计，确保塔的安全性和可靠性。
除了上述的主要步骤，精馏塔（板式）设计还需考虑以下关键因素：1.精馏塔的操作压力和温度范围：根据操作条件和介质性质，确定精馏塔的操作压力和温度范围，以确保塔的设计符合安全和性能要求。
2.塔板的厚度和间距：根据塔板上的液体负载和气体流速，确定适当的塔板厚度和间距，以保证液体和气体的均匀分布和有效传递。
3.塔板的亲水性和抗腐蚀性：选择适当的塔板亲水性和抗腐蚀性，以防止结垢和腐蚀问题，提高塔的运行寿命。
4.塔内塔外压力平衡：通过良好的塔内气体和液体分布设计，以确保塔内外的压力平衡，避免塔塌陷和泄漏等安全问题。
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。
精馏塔的简洁计算公式
精馏塔的简洁计算公式精馏塔是一种用于分离液体混合物的设备，通过不同组分的沸点差异来实现分离。
在工程设计和操作中，需要对精馏塔进行计算和分析，以确保其正常运行和达到预期的分离效果。
在本文中，我们将介绍精馏塔的简洁计算公式，帮助读者更好地理解和应用这些公式。
1. 精馏塔的传质效率公式。
精馏塔的传质效率是评价其性能的重要指标之一。
传质效率通常用塔板数或高度来表示，其计算公式如下：N = HETP × (n-1)。
其中，N表示塔板数或塔高度，HETP表示每塔板传质高度，n表示理论板数。
2. 精馏塔的塔板压降公式。
塔板压降是精馏塔运行中需要考虑的重要参数之一。
塔板压降的计算公式如下：ΔP = ρ× g × H × (1-ε) + ΔPv。
其中，ΔP表示塔板压降，ρ表示液体密度，g表示重力加速度，H表示塔板高度，ε表示塔板孔隙率，ΔPv表示气体速度压降。
3. 精馏塔的塔顶温度计算公式。
精馏塔的塔顶温度是其操作中需要重点关注的参数之一。
塔顶温度的计算公式如下：T = T0 + ΔT。
其中，T表示塔顶温度，T0表示进料温度，ΔT表示塔顶降温。
4. 精馏塔的塔板液体高度计算公式。
塔板液体高度是精馏塔操作中需要实时监测和控制的参数之一。
塔板液体高度的计算公式如下：H = H0 + ΔH。
其中，H表示塔板液体高度，H0表示初始液位高度，ΔH表示液位变化量。
5. 精馏塔的塔板塔顶气体速度计算公式。
塔板塔顶气体速度是精馏塔操作中需要关注的参数之一。
塔板塔顶气体速度的计算公式如下：V = Q / A。
其中，V表示塔板塔顶气体速度，Q表示气体流量，A表示塔板横截面积。
总结。
精馏塔是一种重要的分离设备，其性能和操作参数需要通过计算和分析来进行评估和控制。
本文介绍了精馏塔的传质效率、塔板压降、塔顶温度、塔板液体高度和塔板塔顶气体速度的计算公式，希望能对读者有所帮助。
当然，精馏塔的计算和分析涉及到更多的参数和复杂的情况，需要结合具体的工程实际情况进行综合分析和计算。
精馏塔塔径与塔高计算
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
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：
对精馏段第一块板有 y1=xP ①点： 精馏段第一块板上发生的气液 相平衡关系： 气相组成y1 液相组成x1 ②点： 精馏段第一块板下降液与第二 块板上升气的操作组成关系： 气相组成y2 液相组成x1 ③点： 加料板（提馏段第1块板）上发 生的气液相平衡关系： 气相组成y4=y’1 液相组成x4 =x’1 ＜xq 饱和液进料时：xq=xF ④点： 提馏段第1块板下降液与第2块 板上升气的操作组成关系： 气相组成y’2 液相组成x’1 ⑤点： 提馏段第2块板发生的气液相平 衡关系： 气相组成y’2 液相组成x’2 ⑥ 点： 塔釜（提馏段最后1块板）里发 生的气液相平衡关系： 气相组成y’4=y’釜 液相组成x’4 ＜x釜
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
xF 1 ( 1) xF
精馏塔理论塔板数计算
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。
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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。
22 附属设备的的计算及选型. (25)设计感想 (26)苯-氯苯精馏塔的工艺设计一．设计题目苯-氯苯连续精馏塔的设计二. 设计任务及操作条件1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。
4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态自选；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤ 0.7kPa。
二．操作条件1.塔顶压强4kPa（表压）；2.进料热状况，自选；3.回流比，自选；4.塔底加热蒸汽压力0.5MPa(表压)；5.单板压降不大于0.7kPa；三. 设备形式：筛板塔四. 有关物性参数相对分子质量：苯：78.11；氯苯：112.56五. 设计内容（一）设计方案的确定及流程说明（二）精馏塔的物料衡算（三）塔板数的确定1、理论塔板数计算2、实际塔板数计算（四）塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、塔的有效高度计算（五）塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算（堰长、堰高、弓形降液管宽度和截面积、降液管底隙高度）（2）塔板布置（边缘区宽度确定、开孔区面积计算、筛孔计算及排列）（3）塔板的流体力学验算（4）塔板的负荷性能图（六）设计结果概要或设计一览表（七）辅助设备选型与计算（八）绘制生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图（九）对设计过程的评述和有关问题的分析讨论设计方案此塔为板式塔，通体由不锈钢制造。
整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。
塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。
为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。
同时，为了满足需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
工艺流程原料液由高位槽即原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。
苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书一．设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，蒸汽流量由控制器控制，塔底产品经冷却后送至储罐。
塔主体设计设计任务及操作条件：1. 进精馏塔的原料液含苯38%（质量%，下同），其余为氯苯；2. 产品含苯不低于97%，釜液苯含量不高于2%；3. 生产能力为96 吨/day（24h）原料液。
4. 操作条件（1）塔顶压强4kPa（表压）；（2）进料热状态泡点进料；（3）回流比自选；（4）塔底加热蒸汽压力：0.5MPa（5）单板压降≤ 0.7kPa。
根据设计要求可得：轻组分摩尔分数：进料原液：x f=38%/m苯38/%m苯+62%/m氯苯=38%/78.1138%/78.11+62%/112.56=46.9%同理可求塔顶产品x D≥97.6%；塔釜x W≤2.9% 平衡曲线的确定：1.根据苯-氯苯的相平衡数据作图由于泡点进料x e =x f =0.469y q =y e ；x q =x e 由图查得y f =0.805 回流比：利用公式R minR min +1=x D −y q x D −x q可求得R min =0.509取R=2R min =1.18 平均摩尔质量：M F ＝78.11×0.469＋(1－0.469)×112.56＝96.40kg/kmol M D ＝78.11×0.976＋(1－0.976)×112.56＝78.94kg/kmol M W ＝78.11×0.029＋(1－0.029)×112.56＝111.56kg/kmol 由于生产能力为96 吨/day （24h ）原料液。
即为F ′=96 吨/day=4000kg/h; F=4000/96.40=41.49Kmol/h {0.38F ′＝0.97D ′＋0.02W ′F ′＝D ′＋W ′解得{D ′=1515.79W ′=2484.21所以D=1515.79/78.94=19.21 Kmol/h;0.00.20.40.60.8 1.00.00.20.40.60.81.0BA2468100246810Y A x i s T i t l eX Axis TitleW=2484.21/111.56=22.27K mol/h 由此可得精馏塔的汽、液相负荷 L=RD=1.18×19.21=22.67 kmol/h V=(R+1)D=(1.18+1)×19.21=41.88 kmol/h L ′=L+F=22.67+41.49=64.16 kmol/h V ′=V=41.88 kmol/h 进而可求操作线方程： 精馏段：y =R R+1x +x D R+1=1.181.18+1x +0.9761.18+1=0.541x +0.448 提留段： y ′=L ′V′x ′−W V′x W=64.1641.88x ′−22.2741.880.029=1.53x +0.0154查《化学化工物性数据手册》80℃时苯蒸汽压：p A 。
=110kpa; 氯苯蒸汽压：p B 。
=19.66;kpa 140℃时苯蒸汽压：p A =480kpa; 氯苯蒸汽压： p B =126.1kpa; 可求α1=p A。
p B。
=11019.66=5.60； α2=p A p B=480.2126.1=3.81（α1+α2）×12=(5.6+3.81)×12=4.705 可以确定α在4.705左右。
将进料点带入平衡方程y =αx 1+(α−1)x其中y=0.805,x=0.469；解得α=4.674 因此相平衡方程为y =4.674x 1+(4.674−1)x理论塔板数的确定：现已知：{精馏段：y=0.541x+0.448提留段： y′=1.53x+0.0154相平衡方程：y= 4.674x1+(4.674−1)xx=y4.674−（4.674−1）y由此进行逐板法求理论塔板数：(设塔顶处为第一块板向塔釜标注) x D=0.976所以第一块板：y1=x D=0.976x1=y4.674−（4.674−1）y=0.9764.674−（4.674−1）×0.976=0.897第二块板：y2=0.541x1+0.448=0.541×0.897+0.448=0.933x2=y24.674−（4.674−1）y2=0.9334.674−（4.674−1）×0.933=0.749依次计算列入下表：第4块板进料经作图法验证理论塔板数为8块基本合理 塔顶、塔釜、进料板温度及其他物性参数的计算 内差法计算温度：根据查得的气液平衡与温度关系表 塔 顶：1−0.92353.25−355.35=1−0.976353.25−t D解得t D =353.880K=80.730℃ 进料板：0.506−0.419370.05−374.05=0.506−0.469370.05−t F 解得t F =371.751K=98.601℃ 塔 釜：0.035−0401.15−404.85=0.035−0.029401.15−t W解得t W =401.314K=128.164℃同理用内差法查各处粘度、密度及表面张力：各温度下参数（化学化工物性参数手册）0.00.00.20.40.60.81.0BA用内差法计算得：全塔平均温度为：（80.730＋128.164）÷2=104.497℃μ=0.224×0.496＋0.324×0.504=0.274mPa*s实际塔板数：α×μ=4.674×0.274=1.281 mPa*s查塔效率关联图得:E T=43%; E0=0.49(αμ)−0.245=0.49×(4.674×0.274)−0.245=0.461实际塔板数为：N=N TE0=80.461=17.35；所以实际塔板数为18块。
精馏段平均物性参数：由上表参数进行如下计算精馏段平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶： p D=101.3+4=105.3kPa加料板：pF=105.3+0.7×3=107.1kPa平均压强pm=(105.3+107.1)÷2=106.2kPa精馏段平均温度已经求得平均温度为：t m=（80.730＋98.601）÷2=89.67℃平均分子量M LF＝78.11×0.469＋(1－0.469)×112.56＝96.40kg/kmol M VF＝78.11×0.805＋(1－0.805)×112.56＝84.82kg/kmol M LD＝78.11×0.897＋(1－0.897)×112.56＝81.66kg/kmol M VD＝78.11×0.976＋(1－0.976)×112.56＝78.94kg/kmol 精馏段：M Lm=(96.40+81.66)÷2=89.03kg/kmolM Vm=(84.82+78.94)÷2=81.88kg/kmol精馏段平均密度液相平均密度塔顶：1ρD =0.98814.179+0.021043.789可得ρD=817.78kg/m3进料板：1ρF =0.621097.617+0.38794.151可得ρF=958.44kg/m3精馏段：ρLm=(817.78+958.44)÷2=888.11kg/m3汽相平均密度ρVm=p m M VmRT m =106.2×81.888.314×(273.15+89.67)=2.88kg/m3精馏段液体的平均表面张力塔顶：σ1=21.182mN/m; σ2=23.670mN/mσm1=σ1x1+σ2x2=21.182×0.976+23.670×(1−0.976)= 21.242mN/m;进料板：σ3=19.015mN/m; σ4=21.720mN/mσm2=σ3x3+σ4x4=19.015×0.469+21.720×(1−0.469)=20.451mN/m;精馏段：σm=(σm1+σm2)÷2=(21.242+20.451)÷2= 20.85mN/m氯苯的汽化潜热：纯组分的汽化潜热与温度的关系式：38.01238.012⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ︒=2.359c t ）（常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。