精馏的物料衡算(正式版)
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。
工艺计算之物料衡算
二、工艺计算2.1物料衡算1、精馏塔内各物性的计算已知：X D =93%,，X F =25%，X W =1%(质量分数)乙醇的摩尔质量 46.07/M gm o l A = 水的摩尔质量 18.02/M g mol B =(1) 将浓度换算，用摩尔分数表示为：0.93/46.070.93/46.070.07/18.020.25/46.070.25/46.070.75/18.020.001/46.070.001/46.070.999/18.020.83870.11540.003937D F W X X X +++====== (2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.115446.07(10.1154)18.0221.26/0.838746.07(10.8387)18.0241.56/0.00393746.07(10.003937)18.0218.13/F D W M g molM g molM g mol=⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯= (3) 根据F W D WX X DF X X -=-可得D F =0.13353/100001030.3841.5633024mol h k D ⨯=⨯⨯= 227.57/0.1335D F kmol h == 由物料衡算 F=D+W 得W=F –D=227.57-30.38=197.19kmol/h2、组分的y-x 相平衡图根据乙醇—水的平衡资料[1]，在坐标纸上描出各点，然后用一条平滑的曲线将这些点连接起来，即得出乙醇—水的相平衡图。
见附图13、计算最小回流比R min 以及实际的R在乙醇—水的相平衡图中，过点（0.8387，0.8387）作相平衡曲线的切线，此切线与相平衡线交于一点e ，既有： min 0.27481Dx R =+将x D =0.8387带入上式，可以求出R mi n =2.05又因为在实际情况中R=1.1~2R min ,此处取R=1.4R min ，计算并圆整后得：R=3,故，由操作线方程得：精馏段 V=(R+1)D=4×30.38=121.52 kmol/hL=RD=3 ×30.38=91.14 kmol/h提馏段 _V =V=121.52 kmol/h _L =L+qF=91.14+227.57=318.71 kmol/h4、计算理论塔板数N T 和全塔效率E Ta) N T 的计算：此处使用图解法求解，其具体过程为：在相平衡图上找出点a(0.8387,0.8387),再利用R=3，D X =0.8387,计算出1+R X D 从a 点出发，以1+R X D 为截距做精馏操作线，采用泡点进料，即q=1过点（W X ,W X ）即点(0.003937,0.003937)，及点d 做一条直线，即为提馏段的操作方程。
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。
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。
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)
精馏的物料衡算
精馏的物料衡算一、全塔物料衡算连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组成，是和进料的流量与组成有关的。
它们之间的关系可通过全塔物料衡算求得。
衡算范围如图10—2虚线框内所示。
总物料平衡F＝D+W(10—1)易挥发组分平衡Fxr＝DxD+Wxw(10—2)式中F原料液摩尔流量，kmol／h；D——馏出液摩尔流量，kmol／h；W——釜残液摩尔流量，kmol／h；XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；XD馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW釜残液中易挥发组分的摩尔分数。
<imgborder=“0”height=“373”src=“/Upload Files/Tech/20115/201105301637559040.jpg”width=“450”/只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。
一般状况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。
上式中F、D、W 也可采纳质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。
<imgborder=“0”height=“180”src=“/Upload Files/Tech/20115/201105301637554896.jpg”width=“450”/式中D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。
精馏生产中还常用回收率的概念。
所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的<imgborder=“0”height=“63”src=“/UploadFi les/Tech/20115/201105301637551123.jpg”width=“450”/全塔物料衡算方程虽然简洁，但对指导精馏生产却是至关重要的。
实际生产中，精馏塔的进料是由前——工序送来的，因此进料组成XF为定值。
由式(10—4)、式(10—5)可知，塔的产品产量和组成是相互制约的。
甲醇精馏物料衡算
2.1物料衡算2.1.1操作条件1．原料为粗甲醇，成份及含量如下表：附表2.1粗甲醇组成 成分含量（wt%） N 2和Ar0.02 CO 2 1.69 CH 3OH90.29 CH 3OCH 30.20 C 2H 5OH0.15 C 4H 9OH0.15 H 2O7.50 合计100 设计要求：（1）粗甲醇中甲醇回收率不小于99%(重量百分含量)。
（2）精馏工段产品为精甲醇，其甲醇含量不小于99.95%(重量百分含量)。
2.1.2物料衡算按年55万吨精甲醇计算，而粗甲醇中含甲醇量为90.29%。
年工作日按330天计，则精甲醇每日，每小时产量为330550000=6.9444 t/h=69444.4 kg/h每小时所需粗甲醇的量%29.90550000=609148 t/y=76912.7 kg/h（1）粗甲醇的组成通过各组分质量分数计算各组分的量其中：N 2＋Ar 0.02%； 则 76912.7×0.02%=15.38 kg/h CO 2 1.69 %； 则 76912.7×1.69%=1299.82 kg/hCH3OH 90.29%；则76912.7×90.29%=69444.4 kg/hCH3OCH30.2%；则76912.7×0.2%=153.82 kg/hC2H5OH 0.15%；则76912.7×0.15%=115.37 kg/hC4H9OH 0.15%；则76912.7×0.15%=115.37 kg/hH2O 7.5%；则76912.7×7.5%=5768.5 kg/h初馏分为乙醇和丁醇，轻馏分为甲醚，不凝气为二氧化碳、氮气、氩气。
（2）预精馏塔物料衡算入料：①粗甲醇入料量：76912.7kg/h②碱液：向粗甲醇中加入10%NaOH溶液，加入量为粗甲醇进料量的1%，则：加入NaOH溶液量=76912.7×1%=769.127kg/hNaOH量=769.127×10%=77kg/h溶液中水量=769.127×（1-10%）=692.2 kg/h（相当于加入的萃取水的量）③总入料量=粗甲醇量+碱液量=76912.7+769.13=77681.8 kg/h④水量=粗甲醇中水含量+软水量=5768.4+692.2=6460.6 kg/h塔顶出料：N2＋Ar: 15.4 kg/hCH3OCH3:153.8 kg/hCO2: 1299.8 kg/h塔釜出料:甲醇: 69444 kg/h乙醇: 115.4 kg/h丁醇: 115.4 kg/h水: 6460.6 kg/h氢氧化钠：77 kg/h塔底出料总量=69444+115.4+115.4+6460.6+77=76212.4 kg/h（3）加压塔物料衡算加压塔出料甲醇含量85.66%（即塔底甲醇含量）入料：①水量=预出料水量=6460.6 kg/h②甲醇量=预出料甲醇量=69444 kg/h③初馏物=预出料初馏物=230.8 kg/h④氢氧化钠=预出料碱量=77 kg/h⑤总入料量=预塔底出料总量=76212.4 kg/h出料：①出料水量=入料水量=6460.6 kg/h②出料甲醇=（出口水量+氢氧化钠+初馏物）×出料甲醇含量/（1-出料甲醇含量）=（6460.6+77+230.8）×0.8566/（1-0.8566）=40431.0 kg/h③采出精甲醇量=入塔甲醇量-出料甲醇量=69444-40431.0=29013 kg/h④总出料量=总入料量-采出精甲醇量=76212.4-29013=47199.4 kg/h其中塔顶：液相=精甲醇=33147.8 kg/h塔底：液相=粗甲醇=43987.6 kg/h（4）常压塔物料衡算入料：①甲醇=47199.4×0.8566=40431.0 kg/h②水=6460.6 kg/h③氢氧化钠=77 kg/h④初馏物=230.8 kg/h⑤总入料量=加压塔塔底总出料量=47199.4 kg/h出料：①侧线出料，初馏物占%，甲醇占60.62%，水占30.23%，则侧线排出量=230.8/9.16%=2519.7 kg/h其中：甲醇：2519.7×60.62%=1527.4 kg/h水：2519.7×30.23%=761.7 kg/h初馏物：230.8 kg/h②塔底排出残液其中：氢氧化钠=77 kg/h水=入料水-侧线排出=6460.6-761.7=5698.9 kg/h塔底排出残液中含甲醇量=（残液中水+氢氧化钠）×残液甲醇含量/（1-残液中甲醇含量）=（5698.9.7+77）×0.001/（1-0.001）=5.8 kg/h残液总量=水量+氢氧化钠+醇量=5698.9+77+5.8=5781.7 kg/h③塔顶塔顶采出精甲醇=入塔精甲醇-侧线排出-残液中含醇量=40431-1527.4-5.8=38897.8 kg/h总出料量=塔顶精甲醇+塔侧线出料+塔底残液=38897.8+2519.7+5781.7=47199.2 kg/h(5）回收塔物料衡算入料:入料量=侧线排出量=2519.7 kg/h其中甲醇: 1527.4 kg/h水: 761.7 kg/h初馏分: 230.8 kg/h出料：①塔顶采出精甲醇量=1527.4×97.367%=1487.2 kg/h(精甲醇占入料甲醇的97.367%) ②侧线出料甲醇占20%，乙醇占60%，异丁醇占8%，水占12%，则甲醇=1487.2×（1-97.367%）=39.2 kg/h侧线抽出物=39.2/20.27%=193.4 kg/h其中乙醇: 193.4×57.64%=114.5 kg/h异丁醇: 193.4×8.5%=16.4 kg/h水: 193.4×13.74%=26.6 kg/h甲醇: 39.2 kg/h③塔底其中水=入料水量-侧线出水=761.7-26.6=735 kg/h异丁醇=入料异丁醇-侧线抽出异丁醇=115.4-16.4=99 kg/h乙醇=入料乙醇-侧线出乙醇=115.4-114.5=0.9 kg/h总量=735+99+0.9=834.9 kg/h(6）粗甲醇中甲醇回收率甲醇回收率=（加压塔采出精甲醇量+常压塔采出精甲醇量+回收塔采出精甲醇量）/粗甲醇中精甲醇量=（29013+38897.8+1487.2）/69444=99.93%。
化工原理下13 精馏的物料衡算
补充：冷液回流时的精馏线
L内＝L外＋Φ V外＝V－Φ L外＝RD Φrm=L外Cpm(tb-tR)
V外
L外
VL
D
L外:塔外的液相回流量,kmol/h Φ:被冷凝下来的流量,kmol/h
LLLpC m (tbtR)/rm
L
L
q回流cpm(tb
tR)rm rm
例题2
例: 氯仿和四氯化碳的混合液在连续精馏塔内 分离，要求馏出液氯仿浓度为0.95(摩尔分率)，流
量为50kg/h，顶为全凝器，平均相对挥发度为1.6， 回流比为2。
求: (1) 由上向下数第一块理论塔板下降的液体组成; (2) 第二块理论塔板上升蒸气组成。 (3) 精馏段各板上升蒸气量及下降的液体量;
xn
yn
1(
xn 1)xn
2.恒摩尔流假设
LV
F
加料板
L'
V'
1）恒摩尔气化
V1= V2= V3 = ······= V
V1’= V2’= V3’ = ······= V’
2）恒摩尔溢流
L1 = L2= L3 = ······= L
L1’ = L2’ = L3’ = ······=L’
恒摩尔流假设的条件
100 kg/h; ②根据恒摩尔流假设,每块塔板回流液的量应皆为
0.826 kmol/h;
3、提馏段物料衡算及操作线方程
L’ = V’ + W
m V ' L' m1 y m 1 x m
V’ = L’ - W
V’ ym+1 = L’xm －WxW
精馏计算
物料衡算物料衡算的准则就是质量守恒定律，即“进入一个系统的全部物料必等于离开这个系统的全部物料，再加上过程损失量和在系统中积累量”。
依据质量守恒定律，对研究系统作物料衡算，可由下式表示[13]：∑G进=∑G出+∑G损+∑G积其中式中：∑G进——输入物料量总和；∑G出——输出物料量总和；∑G损——总的物料损失量；∑G积——系统中的积累量。
根据设计任务，苯酐生产能力为80000吨/年，产品纯度达到99.9wt%按照8000小时开工计算，每小时的生产能力：80000×1000×99.9%/8000= 9990kg/h3.3 精馏工段物料衡算3.3.1 物料衡算方框图：图3-3 精馏工段物料衡算图由于粗苯酐中所含的蒽醌及其同系物等重组分含量极少，在反应工段中没有对其进行物料的计算，且沸点与苯酐相差很大，极易除去，对产品影响不大，而且粗苯酐中的杂质经过轻组分塔精馏后基本除去，能达到设计要求。
所以本次设计对苯酐精馏工段中的重组分塔只作介绍，不作计算。
进而在本章中对苯酐精馏工段进行物料衡算时，可以近似认为从轻组分塔塔底提取的苯酐熔液即为产品苯酐（即物流3）。
同样的，在本次设计中对精馏塔的设计计算章节也只考虑其中的轻组分塔。
3.3.2 轻组分塔物料衡算经过冷凝工段，粗苯酐热熔后送入预处理槽加热，然后由轻组分塔进料泵送入轻组分塔。
预处理工段中：粗苯酐的杂质苯酞经高温全部分解成苯酐和水：C 8H 6O 2 + O 2 → C 8H 4O 3 + H 2O 由苯酞分解生成的苯酐为： 0.8823kmol 则经过预处理段后苯酐：F 1=67.5000+0.8823=68.3823kmol粗苯酐中含量较少的邻二甲苯、柠槺酐、苯甲酸也基本除去，为了后面精馏计算方便，可假设粗苯酐经过预处理蒸馏后，杂质中的邻二甲苯、柠槺酐、苯甲酸、苯酞以及苯酞高温分解产物水一起除去，通过泵送入尾气洗涤装置。
所以进入轻组分塔的原料物流： 纯苯酐的物料流量：F 1=68.3823kmol/h顺酐的物料流量：F 2=592.9022/98=6.0500kmol/h进入精馏塔粗苯酐总物料：F=F 1+F 2 =74.4323kmol/h物流1流量即为粗苯酐总的物料流量F=74.4323kmol/h 对该段精馏，进料组成： x F1=0.918774.432368.3823F F 1== x F2=0.081374.43236.0500F F 2== 物料1的平均摩尔质量：M F =0.9187×148+0.0813×98=143.9350本次设计对精馏要求：塔顶x1≤0.1488；塔底x1≥0.998，列出物料横算式：F=D+W （1）F1=Dx d1+Wx w1（2）F2=Dx d2+Wx w2（3）先将已知数据代人式（1）、（2）式：74.4323=D+W68.3823=0.1498D+0.998W解得：D=6.9572 kmol/hW=67.4751 kmol/h所以苯酐：F1D=0.1488×6.9572=1.0352 kmol/hF1W=0.998×67.4751=67.3402 kmol/h由：x d2=1-0.1498=0.8502x w2=1-0.998=0.002所以顺酐：F2D=6.9572×0.8502=5.9150 kmol/hF2W=67.4751×0.002=0.1349 kmol/h根据以上计算列出精馏物料平衡表：表3-4 精馏工段物料衡算表。
精馏的物料衡算
编号：SM-ZD-31385 精馏的物料衡算Organize enterprise safety management planning, guidance, inspection and decision-making, ensure the safety status, and unify the overall plan objectives编制：____________________审核：____________________时间：____________________本文档下载后可任意修改精馏的物料衡算简介：该安全管理资料适用于安全管理工作中组织实施企业安全管理规划、指导、检查和决策等事项，保证生产中的人、物、环境因素处于最佳安全状态，从而使整体计划目标统一，行动协调，过程有条不紊。
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一、全塔物料衡算连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组成，是和进料的流量与组成有关的。
它们之间的关系可通过全塔物料衡算求得。
衡算范围如图10—2虚线框内所示。
总物料平衡F＝D+W (10—1)易挥发组分平衡Fxr＝DxD+Wxw (10—2)式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h；D——馏出液摩尔流量，kmol／h；W——釜残液摩尔流量，kmol／h；XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。
只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。
一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。
上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。
式中D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。
精馏生产中还常用回收率的概念。
所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。
实际生产中，精馏塔的进料是由前——工序送来的，因此进料组成XF为定值。
2精馏计算
少使提馏段操作线越来
越靠近平衡线。
q=1
q>1
e
xW
xF
xD
19
(1)五种进料热状况：
1、冷液进料 ； 2、泡点进料（饱和液体进料）； 3、气液混合物进料 ； 4、露点进料（饱和气体进料）； 5、过热蒸气进料
20
(2)进料热状况对进料板物流的影响
（1）冷液进料
tF tV ,
L'LF
V ' V
（2）对于泡点进料
16
由于相邻两板的温度和浓度变化不大，所以可以假设
IV IV',ILIL'
整理得： L'LIV IF F IVIL
令q=L'LIVIF F IVIL
=饱饱 和和 蒸蒸 汽汽 焓-焓 饱 -原 和料 液焓 体焓
=将 11Kkmmol原 o进 1原 l料 k料 m液 料 变 o原 的 为 变 l 千 料 饱 成 摩 和 的 饱 尔 蒸 摩 汽 和 汽 化 尔 所 蒸热 需 汽 汽的 的 化 所 热 热 热 量 需焓
通过物料衡算推导出来。
4
3.3.2 分段物料衡算
由于精馏过程比较复杂，推导操作线方程时，需作
适当的简化处理，故提出以下两个基本假定。
（一）基本假定
（1）恒mol气化
在精馏段内，单位时间内从每块塔板上升蒸气的mol数
都相等。在提馏段也是一样，但两段的上升蒸气mol数不一
定相等。
在精馏段：V1=V2=…=Vn=V 在提馏段：V1＇=V2＇=…=Vn＇=V＇
q>1
q=0
q<0
e
xW
xF
xD
W , xw
釜液
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。
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。
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
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。
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)
精馏的物料衡算
——全塔物料衡算
知识回顾
1、蒸馏是以液体混合物中各组分 挥发度 的不同 为依据的。
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 。
小结
精馏塔全塔物料衡算： 总物料衡算： F = D ＋ W
易挥发组分的物料衡算： FxF DxD WxW
作业：
课后习题：4-2 4-3
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%
精馏塔全塔物料衡算
一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skm ol W skm ol D skm ol 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x x x wD F at F 4102.1⨯=00F46=x00D93=x00W1=xkmolkg04.32=M甲醇kmolkg02.18=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CC C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66......................1002.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W WD D D F F F =--=--=--=--=--=--：：： 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：00D DD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ：进料温度:C ot52.68F= 气相组成：00FFF4.88 (100)92.8452.687062.8992.846870=--=--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：kmolkg 7.309045.0102.189045.004.32V kmolkg474.26603.0102.18603.004.32LM 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：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmolkg33.20165.0102.18165.004.32LM 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=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCC C o oott t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 =ϕVV Soso sox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A sosw sosw=+=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.mL66.18852.96502.18mL40.1855.97902.18mL41.185992.97802.18mL03.43628.74404.32mL70.4472.71604.32mL92.42564.74604.32wWcwWwD cwD wF cwF cF ccF cWccW cD ccD VV V V V V ==================ρρρρρρmmmmmm求得在tD、tF、tW下的甲醇和水的表面张力)N 10(3-m单位：甲醇的表面张力：36.18...................2.183.192.1852.68706070cFcF=--=--σσ57.15....................5.154.165.152.991009010056.18....................2.183.192.1876.66706070cW cWcD cD=--=--=--=--σσσσ水的表面张力：58.64.......................3.642.663.6452.68706070wF wF=--=--σσ95.58......................8.587.608.582.99100901009156.64......................3.642.663.6476.66706070wW wWwD wD=--=--=--=--σσσσ塔顶表面张力：00144.0]1[]1[V V VV cD D wD D cDDwD D cDwD =+--=x x x x ）（）（ϕϕ13.3-0.29--2.84Q B A 29.0-]3232)[(441.0837.2-00144.0lg )lg(V wDwD cD cD cDwD =+=+==-⨯====）（）（σσϕϕq T q Q B V联立方程组：1lg A scDswDscDswD =+=ϕϕϕϕ）（=〉99926.000074.0scDswD ==ϕϕ 58.18076.256.1899926.092.6400074.0DcD scDwD swDD 4141414141==⨯+⨯=+=σσϕσϕσ原料表面张力:0338.0]1[]1[V VV V cF F wFFcFFwF F cFwF =+--=x x x x ）（）（ϕϕ.761-0.29--1.47Q B A 29.0-]3232)[(441.0.471-0338.0lg )lg(V wFwF cF cF cFwF =+=+==-⨯====）（）（σσϕϕq T q Q B V联立方程组：1lg A scFswFscFswF =+=ϕϕϕϕ）（ =〉983.0017.0scFswF ==ϕϕ 826.18026.236.18983.058.64017.0FcF scFwF swFF 4141414141==⨯+⨯=+=σσϕσϕσ塔底表面张力:6754.3]1[]1[V V VV cW W wW W cWWwW W cWwW =+--=x x x x ）（）（ϕϕ3043.00.261-5653.0Q B A 261.0-]3232)[(441.05653.06754.3lg )lg(V wWwW cW cW cWwW =+=+==-⨯====）（）（σσϕϕq T q Q B V联立方程组:1lg A scWswWscWswW =+=ϕϕϕϕ）（ =>332.0668.0scWswW ==ϕϕ72.3951.27.44332.095.58668.0WcW scWwW swWW 4141414141==⨯+⨯=+=σσϕσϕσ1>精馏段的平均表面张力为:703.182)(D F 1=+=σσσ 2〉提馏段的平均表面张力为：15.292)(D W 2==+σσσ4、混合物的粘度不同温度下甲醇和水粘度系数:C o t64.671=429.0.........................414.064.6770479.0414.06070316.0......................306.064.6770350.0306.06070=--=--=--=--μμμμ水水甲醇甲醇Cot 68.832=346.0.......................321.086.8390362.0321.08090267.0....................251.086.8390277.0251.08090=--=--=--=--''''μμμμ水水甲醇甲醇1>精馏段粘度：s mPa 3609.01111⋅=-+=）（水甲醇x x μμμ 2〉提馏段粘度s mPa 333.0)1(222⋅=-+=x x μμμ水甲醇5、相对挥发度 由324.0=xF、884.0=y F 得9.15324.01884.01324.0884.0=--=αF由882.0=x D、925.0=y D 得65.1882.01925.01882.0925.0=--=αD由006.0=xW、0319.0=y W 得459.5006.010319.01006.00319.0=--=αW精馏段的平均相对挥发度:775.82)(1=+=αααD F 提馏段的平均相对挥发度：68.102)(2=+=αααWF三、理论塔板的计算:理论板:指离开此版的汽液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。
精馏设计---物料衡算
六．物料衡算（一）选取苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，即XW L≤0.3% , X D H≤0.4%。
由于精馏的任务是把苯与甲苯、乙苯、丁苯混合物分开，可以先按理想的切割情况确定各组分在塔顶、塔底的数量，组成以及操作温度。
(1)(2)和0.29%。
因此，dh=0.39%×D′=94.37×0.0039=0.3680 Kmol/hwh=154.63×0.3091-0.3680 =47.4281 Kmol/h(d/w)h=0.007759wl=0.29%×W′=0.0029×60.26=0.1747 Kmol/hdl=92.5-0.1747=92.3253 Kmol/h(d/w)l=528.48代入汉斯特别克公式得到：lg（d/w）i=lg（d/w）h + （lg αih/lg αlh）×[lg（d/w）l - lg（d/w）h] =-2.1102+ (lg αih/0.6910)×[2.723 + 2.1102]= 6.9945 lg αih – 2.1102分别将除关键组分以为的各组分的平均相对挥发度αih代入上式，求得（d/w）i，进一步求得di，wi，Xdi，Xwi,列表如下：Xdh=Xd乙苯= 0.003760≤0.4%Xwl=Xw 苯 = 0.0029 ≤0.3%（3）确定塔顶和塔底的温度。
（二）最小理论塔板数。
平均相对挥发度为：αlh=[ αlhd×αlhw]½ = 4.90860.9770.7827lg lg 0.003760.0029 4.1555lg lg 4.9086h L h L W D m lh X X X X N α⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎡⎤⎛⎫⎛⎫⨯⎢⎥⨯ ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎢⎥⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦===≈块 该塔最小理论板数为5块。
（三）确定回流比。
塔顶，塔底平均温度是t=0.5×（td+tw ）=0.5×(85 + 145 )=115℃由∑ααθ的求解：θ0=（αlh + αhh ）/2=（4.817 + 1）/2= 2.9085因为f （θi ）= ∑αih ×Zi/( αih -θi ) – e=∑αih ×Zi/( αih -θi ) 所以f （θ0）=f （2.9085）= 1.2595 最终求得θ=1.3406 Rm+1 =4.8170.977 2.0810.0563 3.0930.00959610.0037604.817 1.3406 2.081 1.3406 3.093 1.34061 1.3406i Di ih X ααθ⨯⨯⨯⨯=+++-----=1.6704， 则Rm = 0.6704 取R = 1.8 Rm = 1.2（四）利用吉利兰图确定NT . 1.20.67040.24071 1.210.9770.7827lg lg 0.003760.0029 4.1555lg lg 4.9086M h L h L W Dm lh R R R X X X X N α--==++⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎡⎤⎛⎫⎛⎫⨯⎢⎥⨯ ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎢⎥⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣⎦===≈ 查吉利兰图得：(NT-NM)/( NT +1)= 0.35，则NT = 8.23 块αlh ×由奥康奈尔图查得总板数效率ηT = 0.45实际塔板数 Na= NT/ηT = 8.23/0.45= 18.29块=19块(五)进料温度 t=100℃,P=0.115MPa（六）进料板位置 . αlhd = 5.8625 ， αlhw = 4.110 ，αlhf = 1.485/0.299=4.967 ，αlhn = ()12 lhd lhf αα⨯=5.396 ，αlhm = ()12 lhw lhf αα⨯ =4.518n/m =d f f w lg[(xl/xh)(xh/xl)]/lg lhnlg[(xl/xh)(xh/xl)]/lg lhmαα= 0.23所以 8.23=m+0.23m+1.即m=5.878，n=8.23-5.878=2.35 。
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文件编号：TP-AR-L3291
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精馏的物料衡算(正式版)
精馏的物料衡算(正式版)
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材料内容可根据实际情况作相应修改，请在使用时认真阅读。
一、全塔物料衡算
连续精馏过程中，塔顶和塔底产品的流量与组
成，是和进料的流量与组成有关的。
它们之间的关系
可通过全塔物料衡算求得。
衡算范围如图10—2虚线
框内所示。
总物料平衡 F＝D+W (10—1)
易挥发组分平衡 Fxr＝DxD+Wxw (10—2)
式中 F 原料液摩尔流量，kmol／h；
D——馏出液摩尔流量，kmol／h；
W——釜残液摩尔流量，kmol／h；
XF——料液中易挥发组分的摩尔分数；
XD 馏出液中易挥发组分的摩尔分数；
XW 釜残液中易挥发组分的摩尔分数。
只要已知其中4个参数，就可以求出其他二参数。
一般情况下F、cF、cD、Xw由生产任务规定。
上式中F、D、W也可采用质量流量，相应地XF、XD、Xw用质量分数。
式中 D／F，W／F——工程上分别称其为馏出液采出率和残液采出率。
精馏生产中还常用回收率的概念。
所谓回收率，是指某组分通过精馏回收的
全塔物料衡算方程虽然简单，但对指导精馏生产却是至关重要的。
实际生产中，精馏塔的进料是由前
——工序送来的，因此进料组成XF为定值。
由式(10—4)、式(10—5)可知，塔的产品产量和组成是相互制约的。
工业精馏分离指标一般有以下几种形式：
①规定馏出液与釜残液组成XD、Xw，此种情况下，D／F、W／F为定值，该塔的产率已经确定，不能任意选择。
②规定馏出液组成XD。
和采出率D／F，此时塔底产品的采出率W／F和组成XW，也不能自由选定，反之亦然。
③规定某组分在馏出液中的组成和它的回收率，由于回收率≤100％，即DXD≤FXF或D／F≤XF／XD。
，因此采出率D／F是有限制的，当0／F取得过大时，即使此精馏塔有足够大的分离能力，塔顶也无法获得高纯度的产品。
二、精馏段物料衡算
在对精馏塔的操作分析中，常常须掌握塔内相邻两层塔板间的气、液相浓度之间的数量关系，这种关系称为操作线关系，表达这种关系的数学式叫操作线方程。
由精馏段进行物料衡算可得出精馏段的操作线方程，对提馏段物料衡算可得出提馏段的操作线方程。
(一) 恒摩尔流假设
为简化计算，引入气、液恒摩尔流的基本假设如下。
(1)恒摩尔汽化在精馏过程中，精馏段内每层板上升的蒸汽摩尔流量相等，以y表示。
提馏段内也如此，以矿表示。
但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等。
(2)恒摩尔溢流在精馏过程中，精馏段内每层
板下降的液体摩尔流量相等，以L表示。
提馏段内也如此，以L，表示。
但两段的液体摩尔流量不一定相等。
若塔板上气液两相接触时，有1km。
1的蒸汽冷凝，相应就有1km。
1的液体汽化，恒摩尔流的假定即成立。
为此，必须满足以下条件：①各组分的摩尔汽化潜热相等；②气液两相接触时，因温度不同而交换的显热可以忽略；③精馏塔保温良好，热损失可以忽略。
在精馏操作时，恒摩尔流虽是一项假设，但很多物系，尤其是结构相似、性质相近的组分构成的物系，上述条件基本符合，本章研究的对象均可按符合假定处理。
(二) 精馏段操作线方程
精馏段操作线方程可由图10—3所示的虚线范围
(包括精馏段第i+1层板上塔段及冷凝器)作物料衡算。
图10—3中对浓度下标的规定如下：来自哪一块塔板就用该塔板的编号作下标，塔板号码自上而下从第1号开始顺序编号。
浓度皆以摩尔分数表示。
令R＝L／D，及称为回流比，是塔顶回流液量与塔顶产品量的比值，它是精馏操作中很重要的操作参数。
后面将对其进行讨论。
上式中，由于第i块板是任选的，只要是在精馏段部分即能满足。
因此可去掉下标，得
式(10—6)和式(10—9)皆称为精馏段的操作线方
程，其意义表示在一定操作条件下，精馏段内任意两块相邻塔板间，从上一块塔板下降的液体组成与从下一块塔板上升蒸汽组成之间的关系。
其中式(10—9)用得比较普遍。
显然，精馏段操作线方程在~z--y直角坐标图上的图形为一条直线。
其作法如下：以操作线上两个特殊点作连线画出操作线。
在式(10—9)中，令X＝XD。
则可算得Y＝XD。
，因此表明点
d(XD，XD)是精馏段操作线上的一个特殊点该点可在Y-X图的对角线上由X＝XD。
方便地标出，另一个特殊点6由操作线方程的截距求得，即点(0，XD／
R+1)。
图10—4表明由这两个特殊点连直线做出精馏段操作线的方法。
三、提馏段物料衡算
如图10—5所示，在提馏段第j层板以下，包括
再沸器这一虚线范围作物料衡算：
式(10—10)和式(10—11)称为提馏段操作线方程。
其意义表明在一定操作条件下，在提馏段内任一了层板流到下一j+1层板的液相组成Xj与从下一层j+1板上到j层板上的气相组成》Yi+1之间的关系。
根据恒摩尔流的假定，提馏段中各板的L′值，当稳态操作时W和zv，也没定值，因此，式(10—11)在X-Y上的图形也是直线，并且当X＝XW，由式(10—11)算得Y=XW，说明该直线对角线上的(XW,XW)点。
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