精馏塔计算方法
塔精馏塔的计算1
一、塔精1.全的物料衡算由于水的沸点为100℃，正丁醇的沸点为117.7℃故水作为轻组分，正丁醇作为重组分，产品正丁醇从塔底出来。
%74.9874/05.018/95.018/95.0F =+=xM F =74⨯(1-0.9874)+0.9874⨯18=18.71kmol kg / F =20⨯1000/18.71=1069.03/kmol h总物料衡算 F=D+W=252 （1） 采用填料塔连续精馏由正丁醇-水平衡数据作图，画出正丁醇—水溶液y-x 图，求得mi n R 取min 5.1R R =过点（0.9994，0.9994）作平衡线的切线，则求出此线与y 轴的交点截距为0.5192，故求得最小回流比为0.9248，所以操作状态的回流比为1.387 数直角梯级即为理论塔板数：T N （包括再沸器）=9块其中精馏段1N =4块，提留段（包括再沸器）=5块，第五块为进料板。
实际塔板数求取：由平衡线得塔顶:9994.01==x y D ,在图中求得x 1=0.9946%892.574/985.018/015.018/015.0=+=W x由平衡线方程1(1)xy xαα=+-得顶α=8.99塔底：x x w m ==0.05892，y m =0.2234 同理得底α=4.56ααα==6.4塔顶温度100℃，塔底温度117.7℃ 定性温度为85.10827.117100=+℃查附录得s Pa ⋅=m 390.0μ1μ正丁醇=2.948求得()smPa m ⋅=⨯-+⨯=422.0948.29874.019874.0390.0μ⋅αmμ=6.4×0.422=2.70查得0E =55.1% 校正后为55.1%×1.1=60.61% 实际塔板：%1000⨯=PT N N E8110=-=＋E N N T P ，取8块（包括再沸器）精馏段取4块 提馏段取4块 第5块进料板 3.塔高的计算有效高度：Z=øP ×Nt=0.67×(8-1)=4.67mZ=4×60.61%=2.42m(精馏段) Z=4.67-2.42=2.25m(提留段)实际填料高度：2.42×（1+0.2）=2.9m(精馏段) 2.25×（1+0.2）=2.7m(提留段) 设裙座为1m总塔高；H=2.9+2.7+1=6.6m4.泛点气速的计算影响泛点气速的因素很多，其中包括填料的特性、流体的物理性质以及液气比等。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
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
精馏塔的计算
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。
苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。
5.1 确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.43239072.5x F ==塔顶： D x =0.8502塔底： w x =0.002该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=1.3R min ），及以下操作条件： 塔顶压力：10.0kPa ；塔底压力：30.0kPa ； 塔顶温度：117.02℃； 塔底温度：237.02℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T =0.5 5.2 基础数据整理 （1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度：()01.17122502.11721=+℃平均压力：()=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯+⨯⨯-⨯333100.107519.75100.10100.30213103.015⨯pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=⨯Nm 3/h操作状况下的体积： V 1=63610101.01003.1510101.027301.1712732512.779⨯+⨯⨯⨯+⨯=1103.2112 Nm 3/h气体负荷： V n =3064.036001103.2112= m 3/s气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240= kg/m 3液体负荷： L n =9470.036003409.2240= m 3/s171.01℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3（2图5-2 提馏段物料图平均温度：()01.23122502.23721=+℃ 入料压力：()Pa k 9.147519751030=-⨯-平均压力：()=+0.309.142122.5kPa 根据第3章物料衡算列出提馏段内回流如下图：表5-2 提馏段内回流标准状况下的体积：='0V 4054.4974.222056.22=⨯Nm 3/h 操作状态下的体积：='1V 63610101.0105.2210101.027301.2312734054.497⨯+⨯⨯⨯+⨯ =751.0162 Nm 3/h气体负荷：V m =2086.03600751.0162=m 3/s气体密度 m ρ=7022.110162.7518788.5420=kg/m 3查得进料状态顺酐与苯酐混合物在温度225℃下，含顺酐5.41(wt)%,密度1546kg/m 3。
精馏塔主要尺寸的计算
第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒，95.79F t C =︒，108.5W t C =︒精馏段温度：()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度：()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ，D ，=86.68kg /kmol M L ，F ，,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ （3.1）由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯（10.9932）92.1378.21由式（3.1）得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯（10.61）92.1383.58由式（3.1）得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa ，压降为0.7 kPa 则塔顶压力：104,D p kPa =进料压力：1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力：1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力：1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力：1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= （3.2）精馏段密度：,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段：, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得：98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度，,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
精馏塔计算方法
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
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。
精馏塔计算
xW
xD
0.02 / 32 0.01 0.02 / 32 1 0.02） 18 （ /
0.94 / 32 0.898 0.94 / 32 1 0.94） 18 （ /
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进 料量为： 进料液的平均摩尔数 M F 32 0.23 18 (1 0..23) 21.22kg / kmol
塔板结构尺寸确定 因塔径大于800mm，所以采取单溢流型分块式塔板 堰长 假设 则 据图可得， lw lw=(0.6-0.8)*D lw m lw/D Wd/D Af/AT AT ㎡ Wd m Af ㎡ τ ＞5s τ ＞5s (1.08-1.44) 1.4 0.777777778 0.19 0.13 2.5434 0.342 0.330642 47.5494361 47.03750803 11.10990396 10.06774099 4度为t(℃)
则相对挥发度 3、塔底 假设t(℃) α x3
99.54709655 则，
136.1200349 54.22336977 0.575134899 0.772636393 140.0940388 55.99923608 0.538984128 0.745210593 99.54709655 177.8501968 73.15164165 2.431253665 222.4577745
L V
kmol/h kmol/h
240.0242979 304.8846583
Ln 10.01325
塔顶物料平均千摩尔质量 MD kg/kmol 30.572 塔顶气相密度 ρ g kg/m³ 1.040315717 塔顶液相密度 ρ l kg/m³ 732.8311451 查的B32温度下甲醇的表面张力 σ N/m 0.028 精馏段上升与下降气体积流量 Vg m³/h 8959.716379 2.488810105 精馏段上升与下降液体积流量 Vl m³/h 10.01325187 假设板间距 HT mm 400 板上清液层高度 hl 50-100mm 60 则分离空间 HT-hl 0.34 气液动能参数 VL/Vg√ (ρ l/ρ g) 0.029661988 查得气体的负荷因子 C20 0.075 则气体的负荷因子校正 C m/s 0.080220778 则最大允许速率 umax m/s 2.127638165 取空塔速率为最大允许速率的 （0.6-0.8） 0.7 则空塔速率为 u m/s 1.489346715 则精馏段塔径 D m 1.586265138 则D可取 m 1.6 由表可知，当塔径取1.6m时，板间距可取400mm，因此假设的板间距可用。
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式
精馏塔严格计算模块 radfrac 公式（最新版）目录一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述二、精馏塔的计算方法和公式三、精馏塔的适用范围和示例四、结论正文一、精馏塔的严格计算模块 RadFrac 概述精馏塔是一种常用的分离技术，广泛应用于化工、石油、医药等领域。
在精馏过程中，需要对塔内流体进行严格的计算，以确保分离效果达到预期。
RadFrac 是精馏塔严格计算模块的一种，可以对两相体系、三相体系、窄沸点和宽沸点物系以及液相表现为强非理想性的物系进行精确计算。
二、精馏塔的计算方法和公式精馏塔的计算方法主要包括物性数据库和计算模块两部分。
物性数据库包含了流体的热力学性质、相图和状态方程等数据，用于提供流体的基本特性。
计算模块则根据这些数据，运用精馏原理和数学模型进行计算。
精馏塔的计算公式主要包括以下几个方面：1.物料平衡：计算塔内各组分的摩尔流量和摩尔浓度。
2.热量平衡：计算塔内各组分的热量流入和流出，以及塔内热量分布。
3.动力学平衡：计算塔内各组分的速度和压力分布，以及液相和气相的流速。
4.相平衡：计算塔内各组分的相态变化，以及相图和状态方程。
三、精馏塔的适用范围和示例RadFrac 模块适用于各种精馏过程，包括普通精馏、吸收、汽提、萃取精馏、共沸精馏、反应精馏（包括平衡反应精馏、速率控制反应精馏、固定转化率反应精馏和电解质反应精馏）、三相（汽液液）精馏等。
下面以乙苯苯乙烯精馏塔为例，介绍 RadFrac 模块的应用。
进料条件：乙苯和苯乙烯的混合物，进料组成为乙苯 80%，苯乙烯 20%。
冷凝器形式：壳管式冷凝器。
冷凝器压力：0.1MPa。
再沸器压力：0.2MPa。
产品纯度要求：产品中乙苯纯度大于 99.5%。
根据以上条件，使用 RadFrac 模块进行严格计算，得到塔顶压力为0.05MPa，塔底压力为 0.01MPa。
通过调整塔内操作参数，可以实现乙苯和苯乙烯的分离。
四、结论精馏塔严格计算模块 RadFrac 是一种强大的工具，可以对各种精馏过程进行精确计算，为工程实践提供重要依据。
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 ，ω编号 组分 i f /kmol/hi f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计1005662.90681.16343.10222=-=-=ωf d 132434.001.02434.1333=⨯==D X D d ，5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ω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 p ni 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 p ni 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 。
精馏塔全塔效率计算公式
精馏塔全塔效率计算公式精馏塔是化工生产中非常重要的设备，用于分离混合物中的不同组分。
而全塔效率则是衡量精馏塔性能的一个关键指标。
要了解精馏塔全塔效率的计算公式，咱们得先弄明白全塔效率到底是个啥。
简单来说，全塔效率就是实际塔板数与理论塔板数的比值。
全塔效率的计算公式通常可以表示为：$E_T = \frac{N_{实际}}{N_{理论}}$ 。
这里的 $E_T$ 就是全塔效率啦。
那怎么去确定实际塔板数和理论塔板数呢？实际塔板数呢，就是咱们在设计或者实际运行中实实在在数出来的塔板数量。
理论塔板数就有点复杂啦，得通过一些复杂的热力学计算和相平衡关系来确定。
我记得有一次在化工厂实习的时候，就碰到了关于精馏塔效率计算的问题。
当时我们小组负责优化一个精馏塔的工艺参数，以提高产品的纯度和产量。
为了计算全塔效率，我们可真是费了好大的劲儿。
我们先收集了各种数据，像温度、压力、流量等等，然后根据混合物的性质和分离要求，运用复杂的公式和图表进行理论塔板数的计算。
这个过程中，数据稍微有点偏差，计算结果就相差很大。
比如说，在测量温度的时候，因为温度计的精度问题，导致温度数据有了一点小误差，结果算出来的理论塔板数就不太准确。
后来我们反复检查、校准仪器，重新测量数据，才得到了比较可靠的结果。
在确定了实际塔板数和理论塔板数之后，代入全塔效率的计算公式，就能得出全塔效率啦。
通过计算全塔效率，我们可以评估精馏塔的性能，找出可能存在的问题，比如塔板结构不合理、操作条件不合适等等。
总之，精馏塔全塔效率的计算公式虽然看起来简单，但是要准确计算和应用，还需要我们对精馏过程有深入的理解，对数据的收集和处理要非常严谨。
只有这样，才能真正发挥全塔效率这个指标的作用，让精馏塔更好地为化工生产服务。
希望通过我的讲解，能让您对精馏塔全塔效率的计算公式有更清楚的认识。
要是在实际应用中遇到问题，别着急，多思考、多尝试，总会找到解决办法的！。
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 进料和各组分条件编号 组分i f /kmol/h i f /% 1 苯3.54481.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500总计226.8659100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/h0681.1005.06225.21322=⨯==W X W ，ωKmol/h5662.90681.16343.10222=-=-=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226.865913.2434213.62252.2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-=⨯-⨯-⨯+⨯-⨯-=-CSP PIn01.02974.09.48)1.5ex p(a S P MPa P =⨯=⨯-=同理，可得MPa P b 1.00985.00⨯=露点方程：∑==ni i i pp y 101，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 1.45488-3.37538-2.23048t80.0 85.0 100 105.5 106 0a p 1.0080 1.1729 1.7961 2.0794 2.1067 0b p0.38710.45870.73940.87120.8840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 p ni i i =∑=10试差法求塔底温度故塔底温度=136℃四、塔底压力0c p 0.1672 0.2017 0.3417 0.4095 0.4161 等式左边 2.1871 1.8488 1.5298 0.9804 0.9664 等式右边 0.98690.98690.98690.98690.9869t100 110 130 135 136 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.9249 1.9728 0c p0.34170.4726 0.8539 0.9795 1.0063 等式左边 0.3437 0.4751 0.8580 0.9841 1.0110 等式右边 1.0133 1.01331.01331.01331.0133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 p ni 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αt100 110 130 132 133 0a p 1.7961 2.3357 3.7777 3.9521 4.0415 0b p 0.7394 0.9922 1.6987 1.7866 1.8318 0c p0.34170.4726 0.8539 0.9025 0.9276 等式左边 0.3831 0.5260 0.9392 0.9916 1.0186 等式右边 1.0133 1.01331.01331.01331.0133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。
精馏塔计算书
精馏塔计算书1. 精馏塔简介精馏塔是工业生产中常见的分离设备，用于分离液体混合物中的各个组分。
其基本原理是利用不同组分之间的沸点差异，将混合物加热至某一温度，使其中沸点较低的组分蒸发成气体，之后再将气体经过冷却、凝结等步骤，得到纯净的分离物质。
2. 精馏塔分类根据不同的液相分配方式和气液分布情况，可以将精馏塔分为以下几种类型：1.板式精馏塔：使用平行垂直放置的薄板或网格作为液相分配器，其优点是能够在塔内产生较好的液相分布和良好的接触效果。
2.填料式精馏塔：通过填充一定形状、大小和材质的填料物质以帮助气液接触传递质量，减少气液间的不均匀性，填料的选择主要依据溶液的性质、处理量和筛选效果等因素。
3.旋转精馏塔：利用塔底的旋转器生成涡流效应，使气液分布均匀，提高精馏效果。
3. 精馏塔操作参数和计算方法精馏塔的分离效果主要取决于操作参数的选择和控制。
以下是常见的操作参数及其计算方法：1.通量：通量又称液循环速度，表示液相在塔内的运动速度。
通量的大小直接影响精馏效果，通常采用下列公式计算：Q=K*F*(ρL-ρG)^0.5式中，Q为液相通量，m3/(h.m2)，K为液相流动系数，一般取值范围为0.03~0.4，F为液相流量，m3/h，ρL、ρG分别为液相和气相密度，kg/m3。
2.板间液流速度：指单位时间内液相通过精馏塔中单个板面积的速度，这个参数可以通过下列公式计算：V=Q/S式中V为液相速度，m/s，Q和S分别为板面积和液相通量。
3.泡点：泡点是指在一定气体流量和压力下，液体中开始产生气泡的温度。
泡点的大小主要取决于液相成分及液相通量，计算泡点通常采用下列公式：Tb=K1+(K2/K3)*ln(P)式中，Tb为泡点温度，K1、K2、K3均为常数，P为气体部分压力。
4. 精馏塔设计精馏塔设计通常需要考虑以下因素：1.分离要求：包括物料的沸点范围、分离塔的纯度要求等。
2.处理量：即单位时间内处理的混合物体积。
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。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
目录1 设计任务书 (1)1.1 设计题目………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.2 已知条件………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………1.3设计要求…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2 精馏设计方案选定 (1)2.1 精馏方式选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.2 操作压力的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.4 加料方式和加热状态的选择……………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.3 塔板形式的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排……………………………………………………………………………………………………………………………………………2.6 精馏流程示意图…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3 精馏塔工艺计算 (2)3.1 物料衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.2 精馏工艺条件计算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………3.3热量衡算…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4 塔板工艺尺寸设计 (4)4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.2 塔径………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.3溢流装置…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………4.4 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………………………………………………………………………………………………………………5 流体力学验算 (6)5.1 气相通过塔板的压降……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.2 淹塔………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………5.3 雾沫夹带…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6 塔板负荷性能图 (7)6.1 雾沫夹带线………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.2 液泛线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.3 液相负荷上限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.4 漏液线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.5 液相负荷下限线…………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………6.6 负荷性能图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………7 塔的工艺尺寸设计 (8)8釜温校核 (9)9热量衡算 (9)10接管尺寸设计 (10)符号说明 (10)参考文献 (13)结束语 (13)1．设计任务1．1设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计1．2已知条件：1原料组成：含35%（w/w）乙醇的30度液体，其余为水。
2产品要求：含量≥93.4%（w/w）乙醇。
3残液≤0.1%（w/w）乙醇。
4冷却水t入=32度，t出=45度1．3设计要求（1）物料流程图，塔版图，塔体工艺图（2）各接口尺寸（3）加热剂及冷却剂用量。
2．设计方案选定2．1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。
原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。
其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。
由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。
2．2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。
2．3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。
2．4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。
由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。
2．5由于蒸汽质量不易保证，采用间接，蒸汽加热。
2．6再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。
冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。
塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。
2．7精馏流程简图3．精馏塔工艺计算3．1物料衡算：年产量8000吨（每年连续生产300天），塔顶产品组成93.4%（w/w）乙醇。
原料35%（w/w）乙醇水溶液，30度。
釜残液含乙醇0.1%（w/w）的水溶液。
分子量M水=18；M乙醇=46分子量：，，。
由方程组，因为解得得物料衡算汇总表3．2精馏工艺条件计算。
（1）确定回流比R图解法确定Rmin 由图知XD/（R+1）=0.93得Rmin=1.89图解Nmin 在图上由点（XD，XD）在平衡线和对角线间向点（XW，XW）作梯级，由梯级个数确定最小理论板层数。
Nmin=10（不包括再沸器）N-R图，已知Rmin 和Nmin，由吉利兰图可确定一系列N-R相关数据，绘出N-R关联图。
适宜回流比，取图上曲线由急剧下降向平缓过渡阶段所对应的R值作为操作回流比，得R=3.6回流液热状况由塔顶产品组成XD =0.8047查得塔顶温度[1]为Ts=78.23度塔顶采用冷液回流，回流液温度为Ts `=65度则T定=（Ts+Ts`）/2=71.62度由参考资料[3]附录查得78.23度下r水=2400kJ/kg，r乙醇=826kJ/kg。
71.62度条件下，C p水=4.17kJ/（kg&S226;K）Cp乙醇=3.08kJ/（kg&S226;K），回流热状态参数参考下式计算，由塔内回流比R=3.6=R`&S226;ql ，塔外回流比R`=3.6/1.045=3.445（2）确定理论板层数。
，结果见图，得理论板层数17（不包括再沸器），精馏段13，提馏段4（不包括再沸器）（3）确定实际板层数。
假设塔釜温度=107度，则塔顶与塔底平均温度度在96.62度下查得x=3.3%,y=26.2%把x,y代入公式4．塔板工艺尺寸设计选择精馏段第一块塔板为设计板。
4．1设计板参数在78.23度下由参考资料[3]查得表面张力计算，由参考资料[4] 由y=0.8470查平衡数据x=0.8371，换算为质量浓度0.9292。
0.9292的乙醇在25度时表面张力为.解得4．2塔径取塔板间距HT =0.5m取板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.5-0.06=0.44m。
查筛板塔泛点关联图因。
需校正，。
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 umax=1.264m/s. ，圆整为1000mm.塔截面积，空塔气速4．3溢流装置选用单液流弓形降液管，不设进口堰（1）堰长lw ，取lw=0.55D=0.55m（2）出口堰高hw，采用平直堰，堰上液层高度，由和lw/D=0.55在液流收缩系数图上查得E=1.05.,圆整为0.047m, =0.0605m.（3）弓形降液管宽度Wd 和面积Af。
lw/D=0.55查参考资料[2]图得=0.085m, =0.0314m（4）验算液体在降液管中滞留时间停留时间＞5s故降液管尺寸可用，取降液管处液体流速（5）降液管底隙高度h`=0.07m/s.圆整为h0=0.038m,为便于加工，u选用平型受液盘。
4．4塔板布置（1）破沫区宽度Ws，因D＜1.5m，取Ws=0.07m（2）边缘区宽度Wc=0.05m（3）筛孔直径物料无腐蚀性，故可选厚度为3mm的钢板。
取筛孔直径d=4mm。
（4）孔中心距筛孔按三角形排列。
取孔中心距t=3.0d=3.0x4=12mm（5）开孔总数n鼓泡区面积，则个，开孔率即在5-15%范围内，塔板开孔面积（6）气体通过筛孔气速5．流体力学验算5．1气象通过塔板的压降h，t(1)干板压降hd ，查干筛板流量系数图得C=0.77，液柱。
(2)气体通过液层的阻力hl，由，查充气系数关联图得=0.58， hl=0.58（0.047+0.0135）=0.03509m液柱(3)克服液体表面张力而引起的流动阻力值很小，可忽略不计(4)单板压降 ht=0.04910+0.03509=0.08419m液柱，则层塔板数，本设计为常压操作，对板压降无特殊要求。
5．2液泛为防止塔内发生液泛，应使降液管内清液层高度Hd ≤Ф（HT+hw）因物系不起泡，取系数Ф=0.6，Ф（HT +hw）=0.6（0.5+0.047）=0.3282m， Hd=ht+hl+hd液体通过降液管压降hd，，。
因为所以不会发生液泛。
5．3雾沫夹带量板上鼓泡层高度。
在允许范围内。
5．4漏液漏液点气速筛板稳定系数＞1.5 不会发生漏液。
5．5液面落差，因板上没有气液接触元件，流动阻力较小，故忽略液面落差影响。